年产30万吨苯乙烯车间粗苯乙烯精馏工段的工艺设计毕业论文VIP

1、 年产年产 3030 万吨苯乙烯车间粗苯乙烯万吨苯乙烯车间粗苯乙烯精馏工段的工精馏工段的工艺设计艺设计The Process Design of Distillation section of Thick Styrene for Annual Output 300000 Tons of Styrene Workshop毕业论文（设计）原创性声明毕业论文（设计）原创性声明本人所呈交的毕业论文（设计）是我在导师的指导下进行的研究工作及取得本人所呈交的毕业论文（设计）是我在导师的指导下进行的研究工作及取得的研究成果。据我所知，除文中已经注明引用的内容外，本论文（设计）不包含其的研究成果。据我所知，除

2、文中已经注明引用的内容外，本论文（设计）不包含其他个人已经发表或撰写过的研究成果。对本论文（设计）的研究做出重要贡献的个他个人已经发表或撰写过的研究成果。对本论文（设计）的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中作了明确说明并表示谢意。人和集体，均已在文中作了明确说明并表示谢意。 作者签名：作者签名： 日期：日期： 毕业论文（设计）授权使用说明毕业论文（设计）授权使用说明本论文（设计）作者完全了解本论文（设计）作者完全了解*学院有关保留、使用毕业论文（设计）学院有关保留、使用毕业论文（设计）的规定，学校有权保留论文（设计）并向相关部门送交论文（设计）的电子的规定，学校有权保留论文（设计）并向相

3、关部门送交论文（设计）的电子版和纸质版。有权将论文（设计）用于非赢利目的的少量复制并允许论文版和纸质版。有权将论文（设计）用于非赢利目的的少量复制并允许论文（设计）进入学校图书馆被查阅。学校可以公布论文（设计）的全部或部分（设计）进入学校图书馆被查阅。学校可以公布论文（设计）的全部或部分内容。保密的论文（设计）在解密后适用本规定。内容。保密的论文（设计）在解密后适用本规定。 作者签名：作者签名： 指导教师签名：指导教师签名： 日期：日期： 日期：日期： 注 意 事 项1.设计（论文）的内容包括：1）封面（按教务处制定的标准封面格式制作）2）原创性声明3）中文摘要（300 字左右） 、关键词4）

4、外文摘要、关键词 5）目次页（附件不统一编入）6）论文主体部分：引言（或绪论） 、正文、结论7）参考文献8）致谢9）附录（对论文支持必要时）2.论文字数要求：理工类设计（论文）正文字数不少于 1 万字（不包括图纸、程序清单等） ，文科类论文正文字数不少于万字。3.附件包括：任务书、开题报告、外文译文、译文原文（复印件） 。4.文字、图表要求：1）文字通顺，语言流畅，书写字迹工整，打印字体及大小符合要求，无错别字，不准请他人代写2）工程设计类题目的图纸，要求部分用尺规绘制，部分用计算机绘制，所有图纸应符合国家技术标准规范。图表整洁，布局合理，文字注释必须使用工程字书写，不准用徒手画3）毕业论文须

5、用 A4 单面打印，论文 50 页以上的双面打印4）图表应绘制于无格子的页面上5）软件工程类课题应有程序清单，并提供电子文档5.装订顺序1）设计（论文）2）附件：按照任务书、开题报告、外文译文、译文原文（复印件）次序装订3）其它目录摘要.IAbstract.II引 言.1第 1 章 苯乙烯生产工艺简介.21.1 乙苯催化脱氢工艺 .21.2 乙苯氧化脱氢法 .21.3 环氧丙烷-苯乙烯联产法 .31.4 热解汽油抽提蒸馏回收法 .31.5 丁二烯合成法 .41.6 其它生产方法 .4第 2 章 世界苯乙烯的生产和发展前景.5世界供需分析及预测 .52.2 国内外苯乙烯生产与发展状况 .7国内生

6、产企业供应分析 .7产品供需现状及预测 .7第 3 章 生产工艺的反应历程.9生产工艺的反应历程 .9生产过程 .93.3 精馏原理及目的 .93.4 生产方法 .103.5 生产控制参数及具体操作 .11第 4 章 工艺计算.12 生产能力的计算 .124.2 质量守恒定律 .12苯乙烯精馏塔的物料衡算 .134.3.1 投料量计算 .134.3.2 脱氢过程的计算 .13进出脱氢反应器的物料衡算 .14冷凝油水分离阶段的物料衡算 .144.3.5 粗馏塔的物料衡算 .14乙苯塔的物料衡算表 .154.3.7 苯乙烯精馏塔的物料衡算 .154.3.8 苯甲苯的物料衡算 .15第 5 章 热量

7、衡算.17能量守恒定律 .17热量计算 .17过程效应热的计算.183Q热量衡算表 .19第 6 章 设备设计计算与选型.216.1 苯乙烯精馏塔的设计计算 .216.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 .216.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .216.1.3 物料衡算 .21塔板数的确定 .216.2.1 理论板层数的求取 .21TN求精馏塔的气、液相负荷 .23精馏塔的工艺尺寸及有关物性数据的计算 .24操作压力计算 .24操作温度计算 .24平均摩尔质量计算 .24塔顶液相平均密度的计算 .25液体平均表面张力计算 .256.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .26塔径

8、的计算 .266.4.2 精馏塔有效高度的计算 .27塔板主要工艺尺寸的计算 .276.5.1 溢流装置计算 .27塔板布置 .29筛板的流体力学验算 .306.6.1 塔板压降 .306.6.2 液面落差 .316.6.3 液沫夹带 .316.6.4 漏液 .316.6.5 液泛 .32第 7 章 精馏塔工艺参数汇总.33结 论.35致 谢.36参考文献.37附 录.38年产 30 万吨苯乙烯车间粗苯乙烯精馏工段的工艺设计摘 要：以年产30万吨苯乙烯为生产目标，由乙苯脱氢制得苯乙烯的工艺方法，对粗苯乙烯精馏工段进行工艺设计和设备选型。针对设计要求对整个工艺流程进行物料衡算，热量衡算，然后根据

9、物料平衡对苯乙烯精馏塔进料量、塔顶、塔底出料量进行物料衡算，对苯乙烯精馏塔的塔高、塔顶冷凝器、塔底再沸器理论上进行了尺寸计算及选择；并且分别对精馏段、提馏段进行了校核。根据热力学定律，对各设备进行热量衡算，并根据设计要求，对设备理论上进行了尺寸计算及选择，使设备满足设计要求，达到所需要的工艺条件。关键词：苯乙烯 乙苯脱氢 物料衡算 热量衡算 精馏塔 工艺计算 双溢流The Process Design of Distillation section of Thick Styrene for Annual Output 300000 Tons of Styrene WorkshopAbstrac

10、t: The design is based on annual output of 300000 tons of styrene, using the technical method of the reaction of ethylene and benzene alkylation to produce ethylbenzene, and ethylbenzene dehydrogenation to get styrene, thus providing the process design and equipment selection for the distillation se

11、ction of thick styrene. According to the design requirements ,we carried on the material balance and energy balance for the entire process, then aiming at the material balance ,we carried on the material balance for the input quantity of ethylbenzene feeding tower and the output of tower top and bot

12、tom. Based on the laws of thermodynamics, heat balance every equipmentAnd in view of the design requirements and the theory of equipment, caculate the sizeSo as to make the equipment up to the design requirements, then achieve the process conditions.Key words: styrene ；ethylbenzene dehydrogenation ；

13、 material balance；heat balance ； process calculation；rectification引 言苯乙烯是含有饱和侧链的一种简单芳烃，是基本有机化工的重要产品之一。苯乙烯别名乙烯基苯，分子式：C6H5C2H3，分子量 104.15，常温下苯乙烯是有辛辣味无色油状液体，易燃.3，熔点 242.5K，沸点 418.2K，不溶于水，溶于乙醇、乙醚中，25时其溶解度为 0.066%。暴露于空气中逐渐发生聚合及氧化。苯乙烯在空气中允许浓度为0.1ml/L，浓度过高、接触时间过长则对人体有一定的危害。苯乙烯在高温下容易裂解和燃烧，苯乙烯蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合

14、物，其爆炸范围为 1.16.01%（体积分数） 。苯乙烯是工业上合成树脂、离子交换树脂及合成橡胶等的重要单体，存在于苏合香脂（一种天然香料）中，是石化行业的重要基础原料。苯乙烯的主要用途有：1PS（聚苯乙烯） 、ABS 苯乙烯与丁二烯、丙烯腈共聚，其共聚物可用于生产 ABS 工程塑料；丙烯晴、丁二烯、苯乙烯。2丁苯胶 与丁二烯共聚可以生成乳胶（SBL）和合成橡胶（SBR）；3AS 树脂与丙烯腈共聚为 AS 树脂；4其他苯乙烯也可用于生产其它树脂。此外，苯乙烯还被广泛用于制药、涂料、纺织等工业。由苯乙烯共聚的塑料可加工成为各种日常生活用品和工程塑料，用途极为广泛。目前，其生产总量的三分之二用于生

15、产聚苯乙烯，三分之一用于生产各种塑料和橡胶。 第 1 章 苯乙烯生产工艺简介 目前，世界上苯乙烯的生产方法主要有乙苯脱氢法、乙苯氧化脱氢、环氧丙烷-苯乙烯联产法、热解汽油抽烯合成法以及丁二烯合成法等1。1.1 乙苯催化脱氢工艺 乙苯催化脱氢是工业上生产苯乙烯的传统工艺，由美国 Dow 化学公司首次开发成功。目前典型的生产工艺主要有 Fina/Badger 工艺、ABB 鲁姆斯/UOP 工艺以及 BASF 工艺等。乙苯催化脱氢法的技术关键是寻找高活性和高选择性的催化剂，一开始采用的是锌系、镁系催化剂，以后逐渐被综合性能更好的铁系催化剂所替代。目前，国外苯乙烯催化剂主要有南方化学集团公司开发的 S

16、tyromax-1、Styromax-2、Styromax-4 以及 Styromax-5型催化剂；美国标准催化剂公司推出的 C-025HA、C-035、C-045 型催化剂；德国 BASF 公司开发的 S6-20、S6-20S、S6-28、S6-30 催化剂；Dow 化学公司开发出的 D-0239E 型绝热型催化剂等。我国从 20 世纪 60 年代就开始进行与乙苯脱氢工艺相配套的催化剂研究。目前开发成功的催化剂主要有兰州石油化工公司研究院的 315、335、345、355 系列催化剂；厦门大学、中国科学院大连化学物理研究所的 XH、DC 系列以及中国石化集团公司上海石油化工研究院的 GS 系

17、列催化剂等。兰州石化分公司研究院还从催化剂配方和制备工艺入手，开发出了以铁-钾-铈-钼-镁为主要体系的低钾型乙苯脱氢催化剂。除了常见的圆柱型催化剂外，兰州化学工业公司最近还成功地将三叶型催化剂用于苯乙烯的工业生产上。世界乙苯脱氢催化剂的研究正在向低钾含量、低水比、具有更高稳定性和更长运转周期的方向发展。1.2 乙苯氧化脱氢法乙苯氧化脱氢技术是用较低温度下的放热反应代替高温下的乙苯脱氢吸热反应，从而大大降低了能耗，提高了效率。氧化脱氢反应为强放热反应，在热力学上有利于苯乙烯的生成。典型的生产工艺为苯乙烯单体先进反应器技术（Styrene Monomer Advanced Reactor Tech

18、nology，简称 Smart 工艺） 。该工艺于 20 世纪 90 年代初期开发成功，是UOP 公司开发的乙苯脱氢选择性氧化技术（Styro-Plus 工艺）与 Lummus、Monsanto 以及UOP 三家公司开发的 Lummus/UOP 乙苯绝热脱氢技术2的集成。该工艺是在原乙苯脱氢工艺的基础上，向脱氢产物中加入适量氧或空气，使氢气在选择性氧化催化剂作用下氧化为水，从而降低了反应物中的氢分压，打破了传统脱氢反应中的热平衡，使反应向生成物方向移动。 “Smart”工艺流程与 Lummus/UOP 苯乙烯工艺流程基本相同，但反应器结构有较大的差别，主要是在传统脱氢反应器中增加了氢氧化反应过

19、程。该工艺采用三段式反应器。一段脱氢反应器中乙苯和水蒸汽在脱氢催化剂层进行脱氢反应，在出口物流中加入定量的空气或氧气与水蒸汽进入两段反应器，两段反应器中装有高选择性氧化催化剂和脱氢催化剂，氧和氢反应产生的热量使反应物流升温，氧全部消耗，烃无损失，两段反应器出口物流进入三段反应器，完成脱氢反应。在脱氢反应条件为 620-645、压力0.03-0.13MPa、蒸汽/乙苯质量为 1-2：1 时，乙苯转化率为 85%，苯乙烯选择性为 92%-96%2。目前，世界上有 5 套苯乙烯生产装置采用乙苯氧化脱氢工艺进行生产，另外一些新建生产装置大都准备采用该方法进行生产。1.3 环氧丙烷-苯乙烯联产法 环氧丙

20、烷-苯乙烯（简称 PO/SM）联产法又称共氧化法3，由 Halcon 公司开发成功，并于 1973 年在西班牙首次实现工业化生产。在 130-160、0.3-0.5MPa 下，乙苯先在液相反应器中用氧气氧化生成乙苯过氧化物，生成的乙苯过氧化物经提浓到 17%后进入环氧化工序，在反应温度为 110、压力为 4.05MPa 条件下，与丙烯发生环氧化反应成环氧丙烷和甲基苄醇。环氧化反应液经过蒸馏得到环氧丙烷，甲基苄醇在 260、常压条件下脱水生成苯乙烯。反应产物中苯乙烯与环氧丙烷的质量之比为 2.5：1。除乙苯脱氢法外，这是目前唯一大规模生产苯乙烯的工业方法，生产能力约占世界苯乙烯总生产能力的10%

21、。目前世界上拥有该法专利转让权的生产商主要有莱昂得尔（Lyondell）公司、Shell 公司、Repsol 公司以及前苏联的下姆斯克（Nizhnekamskneftekhim）公司等。 PO/SM 联产法的特点是不需要高温反应，可以同时联产苯乙烯和环氧丙烷两种重要的有机化工产品。将乙苯脱氢的吸热和丙烯氧化的放热两个反应结合起来，节省了能量，解决了环氧丙烷生产中的三废处理问题。另外，由于联产装置的投资费用要比单独的环氧丙烷和苯乙烯装置降低 25%，操作费用降低 50%以上，因此采用该法建设大型生产装置时更具竞争优势。该法的不足之处在于受联产品市场状况影响较大，且反应复杂，副产物多，投资大，乙苯

22、单耗和装置能耗等都要高于乙苯脱氢法工艺。但从联产环氧丙烷的共氧化角度而言，因可避免氯醇法给环境带来的污染，因此仍具有很好的发展潜力。1.4 热解汽油抽提蒸馏回收法 从石脑油、瓦斯油蒸汽裂解得到的热解汽油中直接通过抽提蒸馏也可以制得苯乙烯。GTC 技术公司开发了采用选择性溶剂的抽提蒸馏塔 GT-苯乙烯工艺，从粗热解汽油（来自石脑油、瓦斯油和 NGL 蒸汽裂解）直接回收苯乙烯。提纯后苯乙烯产品纯度为 99.9%，含苯基乙炔小于 50PPm。采用抽提技术将苯乙烯回收，既可减少后续加氢过程中的氢气消耗，又避免了催化剂因苯乙烯聚合而引起的中毒，也增产了苯乙烯。据估算，一套以石脑油为裂解原料的 30.0

23、万吨/年乙烯装置大约可回收约 1.5 万吨/年的苯乙烯。 1.5 丁二烯合成法 Dow 化学公司和荷兰国家矿业公司（DSM）都在开发以丁二烯为原料合成苯乙烯技术。不仅即将实现工业化生产。Dow 化学工艺以负载在 下进行，VCH 的转化率约为90%，苯乙烯的选择性为 90%，副产物为乙苯、苯甲醛、苯甲酸和二氧化碳。DSM 工艺采用在四氢呋喃溶剂中负载于二亚硝基铁的锌为催化剂，锌的作用是使硝基化合物活化。液相反应在 80和 0.5MPa 下进行，丁二烯转化率大于 95%，4-乙烯基环己烯选择性为100%。之后 4-乙烯基环己烯的脱氢采用负载氧化镁的钯催化剂，在 300和 0.1MPa 的气相中进行

24、，4-乙烯基环己烯完全转化，乙苯选择性超过 96%，唯一的副产物是乙基环己烷。1.6 其它生产方法 除此之外，其它尚在开发中的苯乙烯合成工艺还包括甲苯甲醇合成法、乙烯-苯直接偶合法、苯乙酮法、甲苯二聚法以及甲苯和合成气反应法4等。第 2 章 世界苯乙烯的生产和发展前景2.1世界供需分析及预测苯乙烯(SM)是一种重要的基本有机化工原料，主要用于生产聚苯乙烯树脂(PS)、丙烯腈丁二烯苯乙烯三元共聚物(ABS)、苯乙烯丙烯腈共聚物(SAN)树脂、离子交换树脂、不饱和聚酯以及苯乙烯系列橡胶(SBR、SBS)等。此外，还可用于制药、染料、农药以及选矿等行业，用途十分广泛。根据 2003 年全球苯乙烯消费

25、分配数据统计，消费用途为：聚苯乙烯 61%、SBR4%、SBS6%、ABSSAN14%、其他 15%。目前，世界上生产苯乙烯5的主要路线有三条：一是乙苯脱氢法，它是苯乙烯生产的先进方法，世界上 90%的苯乙烯都是通过乙烯和苯烃化(采用三氯化铝或分子筛催化剂)生产乙苯，乙苯再催化脱氢生产的。典型的乙苯脱氢工艺有巴杰尔(Badger)法和罗姆斯(Lummus)法；二是环氧丙烷苯乙烯(POSM)联产法，除乙苯脱氢法外，这是目前唯一大规模生产苯乙烯的工业方法。世界上用该法生产的苯乙烯的总产量约占世界苯乙烯总量的 10%。莱昂得尔(Lyondell)化学公司和拜耳公司合资在荷兰鹿特丹建设世界规模级POS

26、M 装置于 2003 年投产，可以生产 285kta 环氧丙烷(PO)和 640kta 苯乙烯(SM)；三是热裂解汽油抽提蒸馏回收法，典型的世界规模级裂解装置可从热裂解汽油回收约25kta 苯乙烯和 75kta 混合二甲苯。根据有关资料，2000 年世界苯乙烯总需求增长率为 4.4%，总需求达 20.99Mt。2001年由于世界经济不景气的影响，增长率为-1.8%，随着世界经济的复苏，2002 年苯乙烯需求增幅为 4.5%，2003 年需求增幅为 4.6%，而亚洲地区的需求增幅则更为强劲，其 2003年需求增幅高达 6.0%。预计 2012 年亚洲苯乙烯需求仍可以 6%7%的增幅增长，其中中国

27、对苯乙烯需求旺盛是预测需求稳定增长的主要原因，中国建筑行业对 PS 和发泡聚苯乙烯(EPS)的需求量很大，制造业的加工出口对 PS 亦有极大需求。单在中国，苯乙烯需求可望以 10%15%增长。2004 年装置开工率平均将达到 1999 年以来最高的 90%以上。据CMAI 预测，20032007 年全球苯乙烯消费年平均增幅为 4.3%，略高于 19972002 年间的 3.6%平均增长水平。随着石化产业的回暖，世界苯乙烯装置的新增生产能力不增增多，2002 年生产能力增加 2.0%，2003 年增加 2.8%6。全球苯乙烯单体的需求和生产能力（Mt）如下表 2.1 和 2.2 所示：表 2.1

28、 全球苯乙烯的需求量地区 2000年 2001年 2002年 2003年 2006年2011 年北美南美需求欧洲中东亚洲9.919全球需求合计需求增长幅度， 表 2.2 全球苯乙烯的实际生产能力 地区 2000 年 2001 年 2002 年 2003 年 2006 年 2011年北美南美欧洲6.111中东亚洲全球生产能力合计生产能力增长幅度，2生产能力开工率，908890918691 从表中可以看出，在 20002003 年期间，除 2001 年全球总需求受世界经济减速的影响较前一年略微下降外，其余年份需求均逐年增加，同期生产能力亦相应增加，但生产能力的增长幅度低于同期需求的增加幅度。200

29、42008 年间，中东及亚洲地区的苯乙烯新建项目较多，生产能力增长高于前 5 年，但需求增长速度有所回落，预计到 2012 年，受新建能力集中投产的影响，全球苯乙烯装置平均开工率将下降到 90%以下。未来三年（2011-2013 年）除中国以外的海外市场将新增 166 万吨/年苯乙烯产能，主要分布在亚洲、中东和美洲地区。其中印度石油公司计划在今年 10 月投产一套 60 万吨/年苯乙烯装置；泰国 PTT 芳烃炼油公司计划在 2012 年投产一套 30 万吨/年装置；泰国 IRPC 正在对苯乙烯装置进行扩能，预计 6 万吨/年新增产能将在 2012 年投产；韩国湖南石化与卡塔尔国际工业控股公司在

30、卡塔尔新建的一套 60 万吨/年苯乙烯装置将在今年投产；墨西哥国家石油公司正在对苯乙烯进行扩能 10 万吨/年，也将在期间投产。预计 2016 年前，全球苯乙烯需求增长将保持目前的速度，但生产能力的增长将远高于需求的增长。这一方面是受到亚洲地区新建能力不断增加的影响，同时也是中东地区大力发展石化业，乙烯配套大型苯乙烯装置所导致。今后苯乙烯的发展重心将向亚洲及中东地区转移。2.2 国内外苯乙烯生产与发展状况国内生产企业供应分析我国苯乙烯生产大多采用乙苯脱氢法，但发展较为缓慢。20 世纪 50 年代，兰州化学工业公司建成国内第一套 20kta 苯乙烯装置。80 年代以前，国内苯乙烯生产基本上没有任

31、何发展，直到 80 年代末至 90 年代初，随着国内乙烯工业的发展，才相继建成几套苯乙烯装置。截至 2003 年，国内苯乙烯企业有 14 家，生产能力约 1Mta，产量948.2kt。其中中石化产量占 47.67%，中石油占 40%，其余 12.33%7为地方投资。我国现有的苯乙烯生产装置除了扬子巴斯夫苯乙烯公司和吉林石化公司规模相对较大外，其余均较小.产品供需现状及预测石化(Sinopec)合资在上海漕泾化学工业区建设 500kta 的苯乙烯装置，已于 2005年投产；壳牌化学公司也与中海油(中国海洋石油总公司)合资在广东惠州建设环氧丙烷苯乙烯装置，苯乙烯能力为 560kta， 2005 年

32、第四季度投产；此外，其他一些新建和扩建项目也将陆续进行，如汕头海洋公司 400kta 苯乙烯项目计划于 2012 年底建成投产。目前，我国约 60%的苯乙烯用于生产聚苯乙烯（PS）和发泡聚苯乙烯（EPS） ，17%用于生产 ABS，23%用于生产其他产品。未来几年由于终端产品的合理化和 PS 替代产品的出现，我国主要的苯乙烯下游行业 PS 和 EPS 消费增速将有所放缓，而 ABS 树脂和丁苯橡胶（SBR）的需求增长迅速，将成为推动苯乙烯消费增长的新动力。进入本世纪以来，我国苯乙烯的表观需求量逐年增长，20012007 年，由 220 万吨增加到 548 万吨，7 年累计增加了 150。国内苯

33、乙烯产量在 2001-2004 年变化不大，自 2005 年开始，随着上海赛科、中海壳牌、江苏双良、常州东昊等装置的建成投产，产量出现了较大增长。与此相对应的是进口量增长开始下降，2005、2006 连续两年出现了负增长，国内苯乙烯的进口依存度由 2004 年高点时的 74.5降到了 2007 年的 51。苯乙烯长期处于短缺状态，一直依赖进口产品来满足国内市场需求。据调查，2012 年之前，国内新建或者拟建的苯乙烯项目大约有 10 个，有约 250 万吨的产能于 2010 年建成。预计到 2012 年，国内将新增 309 万吨苯乙烯产能，比 2007 年的 291 万吨的产能翻一番还多。8。我

34、国苯乙烯主要用于生产 PS、ABS 树脂、SAN 树脂、不饱和聚酯树脂、丁苯橡胶、丁苯胶乳以及苯乙烯系热塑性弹性体等，其中 PS 是苯乙烯最重要的消费领域。 随着我国建材、家电和汽车工业的快速发展，对 PS、ABS 树脂以及苯乙烯系列橡胶SBR、SBS 等需求将继续保持较快增速，尤其是未来几年我国 PS 市场需求将以年均 7.9%的速度增长，相对应苯乙烯的需求量也将不断增加。预计 2012 年我国对苯乙烯的需求量将达到 780 万 t，而届时我国苯乙烯产能为 550 万 t/a 左右，市场缺口为 230 万 t.随着中国经济保持高速发展和世界经济走出低谷逐渐提速，以及世界经济一体化趋势的不断进

35、展和中国加入 WTO 后市场的日益开放，中国经济作为世界经济的一个组成部分正日益融入全球经济大循环，中国日渐成为一个理想的全球商品供应基地，这为苯乙烯需求提供了广阔的市。根据我国各消费领域对苯乙烯的需求预测合计，预计到 2012 年，我国苯乙烯的消费量将达到约 4Mt，2016 年达到 5Mt。苯乙烯在我国目前仍处于产不足需的状态，我国每年仍需从国外大量进口，因此，苯乙烯工业在我国发展前景仍十分乐观。目前国内所采用的苯乙烯生产工艺多为乙苯催化脱氢工艺，单套装置的年产量较小，未来关于苯乙烯生产装置的设计方向主要集中在提高单套装置的年生产能力。本设计用现行的乙苯催化脱氢制取苯乙烯的方法为设计基础，

36、对现有的设备进行再设计，提高单套装置的年生产能力，缓解我国苯乙烯供不足需的状况，进一步提高我国苯乙稀在国内外的竞争力.本设计选取的是粗苯乙烯精馏工段，通过对该工段进行物料衡算、热量衡算，以及对粗苯乙烯精馏塔的设备的计算与选型，基本上完成了粗苯乙烯精馏工段的课程设计。第3章 生产工艺的反应历程 生产工艺的反应历程反应方程式 催化剂C2H5CH=CH2+ H2500600 除脱氢反应外，同时发生一系列副反应，副产物甲苯、苯、焦油等； 42665256HCHCHCHC425625256CHCHHCHHCHC626625256HCHCHHCHC2525658HCHCHC222525621816HCOO

37、HHCHC为了减少在催化剂上的结炭，需要在反应器中进料中加入高温水蒸气，从而发生下述反应： 2222HCOOHC脱氢反应式 1mol 乙苯生成 2mol 产品（苯乙烯和氢气） ，因此加入蒸汽也可使苯乙烯在系统中的分压降低，有利于提高乙苯的转化率9。催化剂以三氧化二铁为主，加上氧化铬、氧化铜、氧化钾等助催化剂涂于氧化铁或碳酸钾等载体上，投料比为水蒸气:乙苯=23:1（质量比）10，反应所得的气体混合物经冷凝、油水分离、多塔分离和精制，制得苯乙烯.油水分离的有机相进入粗馏塔，并加入阻聚剂防止苯乙烯聚合，还要进入乙苯塔、苯乙烯精馏塔、苯甲苯塔，将依次它们分离出来，把分离出来的乙苯送回脱氢反应器，使其

38、循环。而本设计主要针对的是粗苯乙烯精馏工段，即苯乙烯和焦油的分离过程的设计。3.3 精馏原理及目的 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置11，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。 蒸汽由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸汽进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的

39、液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸汽返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 精馏原理 (Principle of Rectify)12蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。 本节以两组分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申，讲解精馏的操作原理及其实现的方法，从而理解和掌握精馏与简单蒸馏的区别（包括：原理、操作、结果等方面）。精馏实验是一种汽液传质的过程，是一种化工生产上常用的液体混合物分离达到提纯或回收有用组分的方法。是基于液体混合

40、物中各组分挥发度的差异。3.4 生产方法采用低活性、高选择性催化剂，参照鲁姆斯(Lummus)公司生产苯乙烯的技术，以乙苯脱氢法生产苯乙烯。鲁姆斯(Lummus)公司经典苯乙烯单体生产工艺技术具有深度减压，绝热乙苯脱氢工艺。鲁姆斯（UOPLummus）经典苯乙烯单体生产工艺是全世界生产苯乙烯（SM）单体中最成熟和有效的技术，自 1970 年实现工业化以来，目前大约有 55 套装置在运转。乙苯(EB)脱氢是在蒸汽存在下，利用蒸汽来使并维持催化剂处于适当的氧化状态。蒸汽既加热反应进料、减少吸热反应的温度降，同时蒸汽也降低产品的分压使反应平衡向着苯乙烯(SM)方向进行，且又可以连续去除积炭以维持催化

41、剂的一定活性。高温、高压蒸汽稀释和低反应系统压力能提供良好的反应平衡曲线，对乙苯(EB)转化为苯乙烯(SM)有利，在有两个绝热反应器的工业生产装置中，乙苯(EB)的总转化率可达到 70%85%。新鲜乙苯和循环乙苯先与一部分蒸汽混合，然后在一个用火加热的蒸汽过热器内进行过热，再与过热蒸汽相混合，在一个两段、绝热的径向催化反应系统内进行脱氢。热反应产物在一个热交换器内冷却以回收热量并冷凝。不凝气（主要是氢气）压缩后，经回收烃类后再用作蒸汽过热器的燃料，而冷凝液体分为冷凝水和脱水有机混合物（DM） 。在脱水有机混合物(DM)（苯乙烯、未反应乙苯、苯、甲苯和少量高沸物）中加入一种不含硫的阻聚剂(NSI

42、)以减少聚合而损失苯乙烯（SM）单体，然后在乙苯/苯乙烯单体（EB/SM）分馏塔进行分离，塔顶轻组分(EB)及轻组分(苯/甲苯)（从塔顶取得)去乙苯分离塔，从而从乙苯分离出苯和甲苯，回收的乙苯返回脱氢反应器原料中。EB/SM 塔底物（苯乙烯单体和高沸物）在最后苯乙烯分馏塔内进行分馏，塔顶产品即为苯乙烯（SM）单体产品，少量的塔底焦油用作蒸汽过热器的燃料，蒸汽过热器所需大部分燃料来自脱氢废气和苯乙烯焦油。3.5 生产控制参数及具体操作水蒸气:乙苯=3:1（质量比） 转化率：脱氢过程为 90% 2.温度、压强和时间脱氢温度控制在 600左右，负压；多塔分离控制在常温，常压。在脱氢反应器 600条件

43、下，加入定量的水蒸气、乙苯和氧气混合气体，反应完全后；通到冷凝器进行冷凝、降温；输送到气体压缩机油水分离器将有机相和无机相分离，保持恒温 20左右；和阻聚剂一起加到粗馏塔中，初步分离，塔顶为乙苯、苯和甲苯，塔底为苯乙烯、焦油；将其送至乙苯塔和苯乙烯精制塔，乙苯塔分离出乙苯和甲苯、苯，把乙苯送回脱氢反应器，还将甲苯和苯送到苯甲苯塔分离，分离出甲苯和苯。苯乙烯精制塔中分离出纯度极高的苯乙烯和含量极少的焦油。第4章 工艺计算4.1 生产能力的计算化工生产的操作可分为全间歇、半间歇、连续和半连续四种；在全间歇操作中，整批物料投在一个设备单元中处理一定时间，然后整批输送到下一个工序；半间歇操作过程是间歇

44、操作过程的连续操作过程。全间歇与半间歇（统称间歇式操作）的优点是设备简单，改变生产品种容易；其缺点是原料消耗定额高，能量消耗大，劳动生产率低，产品质量不稳定。连续式操作，原料及能量消耗低，劳动生产率高，因此比较经济；但总投资较大，占地面积较大，一般单线生产能力为210万吨/年。半连续操作与连续操作相比设备费用较少，操作较简单，改变生产品种较容易，但产品质量不如连续操作稳定，与间歇操作相比，生产规模更大，劳动生产率也更高，用与较大规模的品种生产，一般为12万吨/年。由于苯乙烯用量很大，需连续化大生产。采用连续式操作比较有利。根据设计任务，苯乙烯的年生产能力为 30 万吨/年。开工因子=生产装置开

45、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。定每天生产为 1 批料，每小时生产一批。可知每批料的生产能力为（300000103/300）Kg/天=1000103Kg/天=41666.7Kg/h，以此作为物料衡算的标准。4.2 质量守恒定律质量守恒定律是“进入一个系统的全部物料量，必须等于离开这个系统的全部物料量，再加上过程中损失量和在系统中

46、累计量” 。依据质量守恒定律，对研究系统做物料衡算，可用下式表示：G = G + G + G进出损积式中 输入物料量总和；G进离开物料量总和；G出总的损失量；G损系统中积累量。G积 投料量计算对连续生产可确定计算基准为 Kg/批，则需计算每批产量及原料投料量。乙苯的脱氢反应(见反应历程) 其中原料规格：乙苯（99.6%） 水蒸气（95%） 原料乙苯含甲苯 0.02%、含苯 0.014%，含焦油 0.006%13。原料水蒸气含 5%的杂质气体。每批产苯乙烯：=1000KgG8投料比：水蒸气:乙苯 =3:1（质量比）14 转化率：脱氢过程为 90% 分离率：多塔分离过程为 98%每班理论投料乙苯量

47、：=(1000/24)/(90%98%98%)=KgG1310410每班理论投水蒸气量：=3=KgG2410410每批原料实际投入量：=(/0.996)Kg=KgG1410410 =(/0.95)Kg=KgG2410410杂质：=（15.517-14.741）Kg+(-)Kg=KgG3410410410催化剂的量：=(+)0.3%Kg=KgG4410310 脱氢过程计算转化率为：90%苯乙烯的产量=(190%)/106.16Kg=Kg5G410410氢气的产量：=90%2）/Kg=Kg6G410310氧气的加入量：=32）/Kg7G310310乙苯剩余量：（190%）=Kg8G410310生成

48、水=(18)/ 2=Kg9G310410进出脱氢反应器的物料衡算表 4.1 进出脱氢反应器的物料衡算表（Kg/批）序号物料名称质量 Kg序号物料名称质量 Kg1乙苯（99.6%）493331乙苯（100%）2水蒸汽（95%）1551702水蒸汽1551703氧气66663水蒸汽4催化剂4苯乙烯433905甲苯6苯7焦油8催化剂总计211783总计211783冷凝油水分离阶段的物料衡算脱氢结束后用冷凝器加以冷凝，除去水，温度必须控制在 20左右表 4.2 进出冷凝油水分离器的物料衡算表(Kg/批)序号物料名称质量 Kg序号物料名称质量 Kg1乙苯1乙苯2苯乙烯433902苯乙烯433903甲苯3

49、甲苯4苯4苯5焦油有机层5焦油6水蒸汽6水7催化剂无机层7催化剂总计211783总计211783 粗馏塔的物料衡算将有机相加入粗馏塔中进行分离，同时加入阻聚剂防止苯乙烯聚合。加入阻聚剂的量为：（+43390+）Kg表 4.3 粗馏塔的物料衡算表(Kg/批)序号物料名称质量 Kg物料名称质量 Kg1乙苯乙苯2苯乙烯43390甲苯3甲苯塔顶苯4苯苯乙烯433905焦油焦油6阻聚剂塔底阻聚剂总计总计乙苯塔的物料衡算表将粗馏塔塔顶的物料加入到乙苯塔中，进行分离。表 4.4 乙苯塔的物料衡算表序号物料名称质量 Kg序号物料名称质量 Kg1乙苯甲苯2甲苯苯3苯塔顶4塔底乙苯总计总计 苯乙烯精馏塔的物料衡算

50、将粗馏塔塔底的物料加到苯乙烯的精馏塔中进行分离，进一步浓缩苯乙烯的浓度。表 4.5 苯乙烯精馏塔的物料衡算表序号物料名称质量 Kg序号物料名称质量 Kg1苯乙烯2焦油3阻聚剂塔顶苯乙烯焦油塔底阻聚剂总计总计 本设计主要针对的是该工段的设计与选型，通过对本工段的物料衡算、热量衡算以及对相关物性数据的计算，得到本设计的主体设备苯乙烯精馏塔的塔高、塔径、塔板数等一系列数据，构成本设计的主体内容。 苯甲苯的物料衡算将乙苯塔塔顶的物料送到苯甲苯塔中，进行分离。表 4.6 苯甲苯塔的物料衡算表序号物料名称质量 Kg序号物料名称质量 Kg1苯塔顶苯2甲苯塔底甲苯总计总计第 5 章 热量衡算热量衡算按能量守恒

51、定律“在无轴功条件下，进入系统的热量与离开热量应该平衡” ，在实际中对传热设备的衡算可由下式表示 （51）123456QQQQQQ式中：所处理的物料带入设备总的热量；1Q加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量（符号规定加热剂加入热量为“+” ，2Q冷却剂吸收热量为“-” ） ，KJ；过程的热效率， （符号规定过程放热为“+” ；过程吸热为“-” ） ；3Q反应终止时物料的焓（输出反应器的物料的焓） ；4Q设备部件所消耗的热量，KJ；5Q设备向四周散失的热量，又称热损失,KJ；6Q热量衡算的基准可与物料衡算相同，即对间歇生产可以以每日或每批处理物料基准。（计算传热面积的热负荷必须以每小时作为基准，

52、而该时间必须是稳定传热时间）热量衡算温度基准，一般规定 25。从（11）式中可得： (52)245613QQQQQQ式中各项可用以下计算方法算和的计算1Q4Q和均可以用下式计算：1Q4Q (53)12()iiQmcT T 式中： 反应物体系中组分 i 的质量，Kg;im组分 i 在 0T时的平均比热容，KJ/(Kg)或 KJ/(Kmol);ic反应物系反应前后的温度，12()T T1() 373Qmcm cmc水水氧气氧气乙苯乙苯=(49136)+(147410)+(66663.5)KJ4(+) 373Qmcmcmcm cmc焦油焦油乙苯乙苯苯乙烯苯乙烯甲苯甲苯苯苯1.859）+（433901

53、.828）373 =KJ的计算Q5冷凝器带走的热量=KJQ5的计算6Q设备向四周散失的热量可用下式计算：6Q (54)36()10wQATT 式中 A设备散热铭记（） ；Tw设备外表温度，；T环境介质温度，；操作过程持续时间（s） ；对流传质系数，W/()当空气做自然对流，散热层表面温度为 50350时，经计算得(8.81 2 0.785) (7.61 2 0.785) (5.01 2 0.785) (10.01 2 0.785)A 2mTw=8+0.0560=11W/()=11(100-25)336006Q310 =KJ的计算3Q 过程效应热可分为两类，一类是化学过程热效应即化学反应热效应；

54、另一类是物理过程热效应。物料经化学变化过程，除化学反应热效应外，往往伴随着物料状态变化热效应，但本工艺流程中物理过程热效应较低，可忽略不计，故过程热效应可由下式表示： (55)3rpQQQ式中 化学反应热效应，KJ；rQ 物理过程热效应，KJ；(可忽略不计)pQ可通过标准化学反应热计算：rQ0rq (56)0(1000/)rAArQGMq式中 标准化学反应热，KJ/mol；0rq参与化学反应的 A 物质质量，Kg；AGA 物质分子量。AM (57)000()()rcRcPqqq 反应体系中各物质标准焓为：J/mol） KJ/mol）KJ/mol）=（33.871+18.029-40.219）K

55、J/mol=KJ/mol0rq=(100043390/)=KJrQ3Q热负荷的计算2Q2=+)QQQQQQ45613（）-(=(+225687802.1+)+）=查手册得冷却水得KJ/(Kg),则冷却水的用量pC = Kg /()pGQ Ctt出进由能量守恒定律123456QQQQQQ表 5.1 热量衡算表符号符号意义结果 KJ/h符号符号意义结果 KJ/h1Q所处理的物料带入设备总的热量4Q反应终了时物料的焓2Q加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量5Q设备部件所消耗的热量3Q过程的热效率6Q物理过程热效应rQ化学反应热效应总计第 6 章 设备设计计算与选型6.1 苯乙烯精馏塔的设计计算 设计

56、条件如下：操作压力：4kPa（塔顶表压） ；进料热状况：自选；回流比：自选；单板压降0.7 kPa ；全塔压降15。%52TE再根据物料衡算可知，；可见苯乙烯中焦油的含kg7 .41666m苯乙烯kg3 .32m焦油量非常少。 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯乙烯的摩尔质量 kg/kmolA M104.15甲苯的摩尔质量kg/kmolB M189.33 x0.9979FDx0.999001. 0 xW 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量104.15+(1-0.9979)/kmolFM 104.15+(1-0.9990)/kmolDM 104.15+(1-0.01)/kmolWM 物料衡算原

57、料处理量 /h总物料衡算 =D+W苯物料衡算 Wkmol/hkmol/h 理论板层数的求取TN表 6.1 苯乙烯和焦油的饱和蒸气压温度115120125130苯乙烯kPa0AP焦油kPa0BP利用计算相对挥发度，利用公式。00BAPPxy1x表 6.2 苯乙烯精馏塔气液平衡数据表t115120125130 xy由于实际进料中苯乙烯的含量相对较大，故对平衡曲线图进行适当调整，平衡曲线如下图 6.3 所示：图 6.3 苯乙烯-焦油平衡曲线图求最小回流比及操作回流比：进料线（q 线）与平衡线的交点坐标为qy0.9984qx0.9979故最小回流比为 qminqqxy0.99900.99840.000

58、61.2yx0.99840.99790.0005DR取操作回流比为R=2min2 1.22.4R求精馏塔的气、液相负荷/hV=(R+1)D=(2.4+1)/hkmol/h1960.96400.851361.81LLF kmol/h11361.36VV相对挥发度取其平均值平16全回流下的最小理论板层数:Nmin=WDDW1xx1ln()() 1ln1xx代入数据解得: Nmin利用吉利兰（Gilliland）关联图 6.4，用简洁法求理论板层数图 6.4 吉利兰关联图 式中: X=(R-Rmin)/(R+1) Y=(N-Nmin)/(N+2)代入数据算得：X=0.353 NT实际的塔板数为 N实

59、由精馏段的平均相对挥发度算得 N1=18，即第 18 块塔板为进料板操作压力计算 塔顶操作压力 kPa 3 .10543 .101DP每层塔板压降ak7 . 0PP 进料板压力kPa101.30.7 45132.8FP 精馏段平均压力m105.3 132.8 / 2119.05k aPP（）操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯乙烯，焦油的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 3 .120tD进料板温度5 .138tF精馏段平均温度4 .1292/5 .1383 .120tm）（平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算:由,查平衡曲线得1xy

60、0.999D1x104.15+（1-0.999）kmolmVDM104.15+（1-0.9977）kmolmLDM进料板平均摩尔质量计算:由图解理论板得Fy查平衡曲线得Fx104.15+（1-0.504）kmolmVFM104.15+（1-0.488）kmolmLFM精馏段平均摩尔质量:kmolmVMkmolmLM气相平均密度计算mvmmmRTMPV119.05 125.424.468.314129.4273.15（）3/kg m液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即iima1L塔顶液相平均密度的计算由,查手册得Dt=817kgm3AB3/kg mm1817.80.9990.0018171