乙苯脱氢制苯乙烯脱氢工段工艺设计

1、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，采用乙苯脱氢制得苯乙烯的工艺方法，本文针对设计要求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应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，达到所需要的工艺条件，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，主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

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=CH2CH=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

5、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11601。 苯乙烯具有乙烯基烯烃的性质，反应性能极强，如氧化、还原、氯化等反应均可进行，并能与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，主要用于生产聚苯乙烯和共聚树脂、离子交换树脂不饱和聚酯以及苯乙烯系热塑性弹性体SBS等和

6、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，另外苯乙烯与丁二烯、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

7、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主要方法。它又包括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,乙苯脱氢反应除采用低压或负压外,还采用惰性气体作稀释剂来降低烃的分压,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应的平衡转化率,还可消除催化剂表面的碳。有时也用作载热体,供给乙苯脱氢所需的热量。脱氢反应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1:31:8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

8、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 CH4C6H5CH2CH3 H2 C6H6 C2H6C 2H2O 2H2 CO2C2H4 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、甲苯的反应式可能被下列反应所代替：C6H5CH2CH3 2H2O C6H5 CH3 CO2 3H2C6H5CH2CH3 2

9、H2O C6H6 CH4 CO2 2H2 在乙苯脱氢反应中，原料乙苯中的化学杂质也发生反应，生成物还会进一步发反应，为此，最终生成物中还含有另一些副产物，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主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主要方法，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。2000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

10、苯乙烯的生产发展很快。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持续强劲增长态势，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。2003年我国苯乙烯的生产厂家有12家，总生产能力达到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

11、生产装置，生产能力约占国内苯乙烯总生产能力的13.8；其次是吉林石化公司，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加，产量也不断增加。1995年我国苯乙烯的产量只有2558万吨，1998年增至56.30万吨，2000年增加到76.38万吨，1995-2000年产量的年均增长率达到24.5。2002年我国苯乙烯的产量进一步增加到89.56万吨，比2001年增长13.8，1997-2005年产量的年均增长率为18.5。2003年我国苯乙烯产量达到94.82万吨，比2002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；

12、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；其次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10.975-7。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主要分为烃化工段，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，从塔底送入反应器。同时，将配好的催

13、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，分离出的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。没反应的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

14、的经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(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

15、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，经过过热器壳程与脱氢反应器出来的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经过冷却后的釜液，由再沸器加热进行精馏。塔顶产品苯乙烯

16、，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16MPa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，主要对乙苯脱氢工段进行工艺设计和优化。影响脱氢反应的因素主要有：反应温度、反应压力和水蒸汽/乙苯比（简称水比）。此外，该反应还受到反应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。

17、2.2.1水蒸汽/乙苯比（水比）在恒定的反应温度和压力下，较高的水比可使乙苯转化率提高。因为，蒸汽降低了反应组分的分压，达到类似于降低反应压力的效果。水蒸汽可与催化剂上生成的碳发生反应，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，有利于延长催化剂寿命。在相同的乙苯液体空速和反应压力下，随着水比的降低，为维持一定的苯乙烯单程收率，就需要升高反应温度，炉油中副产苯和甲苯明显增加乙烯选择性下降。 尽管加入水蒸汽有许多好处，但水蒸汽加入量受到反应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应物流的体积流量，从而增加系统压力降，不利

18、于降低反应区域压力。此外，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的程度，那么提高水比将是没有意义的。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。降低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。当水蒸气用量增加到一定程度时，如乙苯与水蒸气之比等于16时，再增加水蒸气用量，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:1.21.6（质量比）10-12。2.2.2反应温度乙苯脱氢生成苯乙烯的反应为强吸热反应，升温对脱氢反应有利，故乙苯转化率随着反应温度的升高而增加。当温度升高后

19、，不但生成苯乙烯的正反应增加，而且消耗苯乙烯的逆反应以更高的速度增加。另外，当反应温度提高后，虽然乙苯转化率提高，但副反应（指吸热的副反应）也将加剧，故生成苯乙烯的选择性将降低，因而反应温度不宜过高。从降低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，尽量采用较低的反应温度。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。所以脱氢反应温度的确定不仅要考虑获取最大的产率，还要考虑提高反应速度与减少副反应。在高温下，要使乙苯脱氢反应占优势，除应选择具有良好选择性的催化剂，同时还必须

20、注意反应温度下催化剂的活性。2.2.3反应压力对于给定的反应温度和水比，乙苯的转化率随着反应压力的降低而显著增加。在相同的乙苯液体空速和水比下，随着反应压力降低，可相应降低反应温度，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应所决定的。此外，苯乙烯是容易聚合的物质。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的聚合物，它会造成管道、设备的堵塞。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的反应，降低压力对反应有利，其平衡转化率随反应压力的降低而升高。反应温度、压力对乙苯脱氢平衡转化率的影响如表21所示。表2-1温

21、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 conversion0.1MPa温度，0.01MPa温度，转化率，0.1MPa温度，0.01MPa温度，转化率，5655856204504755003040506456755305606070由表可看出，达到同样的转化率，如果压力降低，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。所以生产中就采用降低压力操作。为了保证乙苯脱氢反应在高温减压下安全操作，在工业生产中常

22、采用加入水蒸气稀释剂的方法降低反应产物的分压，从而达到减压操作的目的。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。脱氢反应是乙苯在催化剂床层中，于600 左右高温下发生的催化

23、脱氢反应。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要求。为了减少副反应发生，保证生产正常进行，要求原料乙苯中二乙苯的含量0.04%。因为二乙苯脱氢后生成的

24、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。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应也产生一定的影响。异丙苯在乙苯脱氢工艺条件下同样发生脱氢反应，生成-甲基苯乙烯。它的反应必定占据一些催化活性中心。乙苯异构化脱氢也生成-甲基苯乙烯，故副产物-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应有关。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应物在1 小

25、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应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应的影响。对于乙苯脱氢反应，在相同的反应压力和水比条件下，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，就得相应提高反应温度。液体空速是催化剂性能的重要标志之一。液体空速大，意味着反应器单位体积的生产能力大。因此，在相同的反应条件（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应得到粗乙苯，进入乙苯

26、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，在烷基化反应塔中再次进行反应。在精馏塔中制得的乙苯，进入乙苯脱氢反应器，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，得到符合产品要求的精制苯乙烯，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.

27、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 %99.7099.50SH/t 1148二甲苯 %0.100.15SH/t 1148异丙苯 %0.030.05SH/t 1148二乙苯 %0.0010.001SH/t 1148硫 %0.0003不测定不 测 定 表3-2 互供乙苯原

28、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， % 99.5SH/t 11483二甲苯， % 0.20SH/t 11484异丙苯， % 0.05SH/t 11485二乙苯（含正丁苯），% 0.001SH/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。为了充分利用设备，开工因子应取的较大，接近1，但又不能等于1。因为还要考虑到设备的检修

29、以及开停车等情况。开工因子一般取为0.70.8。全年365天，则年生产250300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/(1-3%)，苯

30、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

31、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%991100Kg/hr8067.12781.4868148.613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 formatio

32、n of various products组分分子量进料量出料量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氢气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7800145.1791.8620.101二聚体2100078.1730.37230.02047449.2371760.70447466.6921835.37899.9993.1.2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/100gH2O0.180.050.02170.040.10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

34、溶解量= Li-被溶解量如：乙苯Li水冷=10886.147kg/hrLi盐冷=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/hrLi盐冷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体78.173078.17328.43149.

36、7420.09960.267647037.69791.86647129.56328542.289018587.27399.999999.9999(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18789.8901.7966.17010890二甲苯135.6520.6000135.027苯乙烯54.1660.73911.3737111.317氢气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00.45651.16693.561二聚体0028.43149.74247449.237337.09628542.29018587.273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/hr19,203.2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

38、，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 oCCPm=36kcal/kg oC即Q1= GCPm(t2-t1)= 47449.237×36×（136.2-20）=198489646.127 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 k

39、cal/kg oC再计算Q2=GH=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 oCCpm=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+Q3=198489646.127+3890837.434+733848.917=20971

40、8982.4kcal（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=209718982.4-594376.523=209124605.9kcal查蒸气压力为7k

41、g/cm2下的水蒸气气化潜热，H=493.774kcal/kg即G蒸气=Q实际/H=209124605.9/493.774=423552.084kg3.2.2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 oCCpm=46.11 kcal/kg oC最后计算Q1=GCPm t2-t1)= 47449.237×46.11(300-140)=350061487.203kcal（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=2

42、20 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)=548990988.5kcal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=350061487.203+548990988.5=899052475.703kcal3.2.3热交换器利用反应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 o

43、C,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)=355916723 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)=446592594.384kcal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=35591

44、6723+446592594.384=802509317.36kcal3.2.4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)=372950998.89kcal（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)= 41

45、3396.829×8.51(550-430)=422160841.775kcal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=372950998.89+422160841.775=795111840.665kcal3.2.5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下的乙苯(气)的Cpm=67.7 kcal/kg oC最后计算Q1=GCpm (t2-t1)= 47449.237×67

46、.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Cpm=8.65 kcal/kg oC（3）最后计算Q2=GCpm (t2-t1)=413396.829×86.5(580-550)=107276477.126kcal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+107276477.126=203645876.457kcal(2)计算各反应器所需热量Q反25 oC下反

47、应热H0298=(niH0i)产-(niH0j)反,Cp=a+bt+ct2 a=(niai)产-(njaj)反 b=(nibi)产-(njbj)反 c=(nici)产-(njcj)反H0吨2=H0吨1+吨1吨2niCpdt=H0吨1+吨1吨2(a+b+c)dt= H0298+a(t2-t1)+1/2 b (t22-t12)+1/3 c (t23-t13)各物质25 oC标准生成焓H0298一律查基本有机化学工程下册，比热Cp查基本有机化学工程上册，查得结果列表如下：表3-8各物质25 oC标准生成焓Table 3-8 substance at 25 oC, the standard entha

48、lpy of formation组分 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氢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主反应所需热量H0吨主主反应：C6H5CH2CH3 C6H5C2H3

49、+ H2 92%H0298 7150 35300 0H0298 =(niH0i)产-(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吨主=192810601+578.722×(580-

50、25)+1/2×(-0.8315)×(5802-252)+1/3×3.186×10-4(5803-253)=2130415.817kcalQi=GiH0吨iQ1=7260.414×2130415.817=1.547×1010kcal副反应所需热量H0吨副的计算如主反应所示C6H5CH2CH3 C6H6 C2H4 2.5% Q2C6H5CH2CH3 H2 C6H5CH3 CH4 4.7% Q3C 2H2O 2H2 CO2 0.3% Q4反应所需热量：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则 Q总= Q1 +Q2+ Q3+ Q4=1.546× 1010kcal第四章 设备的计算与选型4.1热交换器根据能量守恒原理，假设热损失可忽略不计，则单位时间内热流体放出的热量等冷流体吸收的能量21。热负荷Q为：式中 KJ/(Kg·)； t冷流体的温度，。其中Q=37614633.69kJ 管壳式换热器的对数平均温度按逆流计算，即 查得，所以故换热面积为查<<化工原理>>上册

52、得，选用TB4715-92,列管尺寸为直径19mm；管心距为25mm；管程数为1；管子总根数1267个；中心排管数为39个；管程流通面积为0.2239m2列管长度6000mm，换热面积446.2 m2，所以需要2个这样的换热器。4.2脱氢反应器乙苯脱氢制苯乙烯反应器有两种，一种是外加热列管式等温反应器，另一种是绝热式反应器。目前两种反应器在国内外大型生产中均有使用。本设计是以外加热列管式等温反应器为主。4.2.1反应器结构的计算（1）催化剂的填充量根据空速算得催化剂的填充量为： VR =VON/ SVVR 催化剂的填充量，m 3 S V 体积空速，h 1VoN 原料气体体积标流量VON = 2

53、1888.696×273/（ 273+ 600）×（100 /101.325）=6755.409 m 3 / hVR = 6755.409 /1000=6.755m 3（2）反应管长度的计算取空床速度为 1.4m/s，则床层截面积为：AR =Vo/ uo= 21888.696 /(1.4×3600) =4.34m 2则催化剂床层高度为：HR =VR/ AR AR =6.755/ 4.34= 1.556m根据化工原理取床层空隙率为 0.4，则反应管长为:H= 1.556+ 1.556×0.4= 2.179m（3）管束尺寸和反应管的排列选取工业上所用的35&

54、#215;2.5 的列管，则单管催化剂体积为：V1=0.25××Ld 2= 0.785× 0.032× 1.556 =1.099 ×10-3 m 3 则管数为：n =VR /Vo = 6.755/1.099 ×10-3 m 3= 6146根则反应器管数为6146 根，反应器采用正三角形排列采用正三角形排列，反应器列管的布置与普通换热器有很大不同。首先，管束中央水循环受阻，传热恶化，温度分布不均，故此区域不布管；其次反应管的排管把整个管板按 30划分为12个区间，整个管板由一个30°区间阵 列而成。取中央不布管区域直径为 200mm。 按正三角形排列，取管心距为 t= 1.25do= 0.04375m ，采用三角形排列，则单管所占的面积为s