毕业设计-15万吨年生产-乙苯脱氢制苯乙烯

1、精选优质文档-倾情为你奉上精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业专心-专注-专业精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业一绪论1、苯乙烯的性质和用途 苯乙烯（SM）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。苯乙烯为无色透明液体，常温下具有辛辣香味，易燃。苯乙烯难溶于水，25时其溶解度为0.066%。苯乙烯溶于甲醇、乙醇、乙醚等溶剂中。 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物，其爆炸范围为1.16.01%（体积分数）。 苯乙烯（SM）具有乙烯基烯烃的性质，反应

2、性能极强，苯乙烯暴露于空气中，易被氧化而成为醛及酮类。苯乙烯从结构上看是不对称取代物，乙烯基因带有极性而易于聚合。在高于100时即进行聚合，甚至在室温下也可产生缓慢的聚合。因此，苯乙烯单体在贮存和运输中都必须加入阻聚剂，并注意用惰性气体密封，不使其与空气接触。 苯乙烯（SM）是合成高分子工业的重要单体，它不但能自聚为聚苯乙烯树脂，也易与丙烯腈共聚为AS塑料，与丁二烯共聚为丁苯橡胶，与丁二烯、丙烯腈共聚为ABS塑料，还能与顺丁烯二酸酐、乙二醇、邻苯二甲酸酐等共聚成聚酯树脂等。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产聚苯乙烯，三分之一

3、用于生产各种塑料和橡胶。世界苯乙烯生产能力在1996年已达1900万吨，目前全世界苯乙烯产能约为21502250万吨。 2、各种苯乙烯生产工艺及比较 目前苯乙烯主要由乙苯转化而成，可通过如下四条工艺路线进行。 2.1苯乙酮法 较早采用苯乙酮法生产苯乙烯，其步骤主要分为氧化、还原和脱水三步，方程式如下： C6H5C2H5 + O2 C6H5COCH3 + H2O C6H5COCH3 + H2 C6H5CHOHCH3 C6H5CHOHCH3 C6H5CHCH2 + H2O 该法苯乙烯产率为7580%，略低于乙苯脱氢法的产率，但中间副产物苯乙酮产值较高，苯乙烯的精制分离较容易。故此法在国外仍有采用。

4、 2.2乙苯和丙烯共氧化法 本法首先在碱性催化剂作用下，使乙苯液相氧化成过氧化氢乙苯，然后与丙烯进行环氧化反应生成环氧丙烷，乙苯过氧化物则变为苯乙醇，再经脱水得到苯乙烯，即： C6H5C2H5 + O2C6H5CHOOHCH3 C6H5CHOOHCH3 + CH3CHCH2 C6H5CHOHCH3+ C3H6O C6H5CHOHCH3 C6H5CHCH2 + H2O 本过程以乙苯计的苯乙烯产率约为65%，低于乙苯脱氢法的产率。但它还能生产重要的有机化工原料环氧丙烷，综合平衡仍有工业化的价值，故目前国外也有采用此法生产的。 2.3乙苯氧化脱氢法 乙苯氧化脱氢法是目前尚处于研究阶段生产苯乙烯的方法

5、。在催化剂和过热蒸汽的存在下进行氧化脱氢反应的，即： 2C6H5C2H5 + O2 2C6H5CHCH2 + 2H2O 此方法可以从乙苯直接生成苯乙烯，还可以利用氧化反应放出的热量产生蒸汽，反应温度也较催化脱氢为低。研究的催化剂种类较多，如氧化镉，氧化锗，钨、铬、铌、钾、锂等混合氧化物，钼酸铵、硫化钼及载在氧化镁上的钴、钼等。但这些催化剂在多处于研究阶段，尚不具备工业化条件，有待进一步研究开发。 2.4乙苯催化脱氢法 这是目前生产苯乙烯的主要方法，目前世界上大约90%的苯乙烯采用该方法生产。它以乙苯为原料，在催化剂的作用下脱氢生成苯乙烯和氢气。反应方程式如下： C6H5C2H5C6H5CHCH

6、2 + H2 同时还有副反应发生，如裂解反应和加氢裂解反应： C6H5C2H5 + H2 C6H5CH3+ CH4 C6H5C2H5 + H2 C6H6 + CH3CH3 C6H5C2H5 C6H6 + CH2CH2 高温裂解生碳： C6H5C2H5 8C + 5H2 在水蒸汽存在下，发生水蒸汽的转化反应： C6H5C2H5 + 2H2O C6H5CH3 + CO2 + 3H2 此外还有高分子化合物的聚合反应，如聚苯乙烯、对称二苯乙烯的衍生物等。 3、主、副化学反应式 乙苯在脱氢反应器中主要发生下列反应： 主反应：C6H5C2H5C6H5CHCH2 + H2 副反应：C6H5C2H5 + H2

7、 C6H5CH3+ CH4 C6H5C2H5 + H2= C6H6 + CH3CH3 C6H5C2H5 C6H6 + CH2CH2 4、原理、化学组成及化学性质 苯乙烯（SM）是乙苯（EB）经过高吸热脱氢反应而生成： EB=SM+H2 反应深度由平衡控制： （1）汽态平衡常数为：KP=PSMPH2/PEB=PTYSMYH2/YEB 其中：PT系统总压；PSM(H2/EB)各对应组分分压；YSM(H2/EB) 各对应组分摩尔分率； （2）对于所有吸热气相反应，平衡常数随着温度的提高而增加，这时反应平衡关系如下： lnKP=AB/T （T：K，KP：atm） 其中：A=16.0195，B=3279

8、.47； 因此，温度升高，EB转化为SM的转化率亦随之升高。 EB/SM混合物还进行一些不受平衡控制的初级反应（副反应），其中首要的是脱烃反应，特性如下： C6H5C2H5=C6H6+C2H4 C6H5C2H5+H2=C6H5CH3+CH4 其他反应生成少量的甲基苯乙烯（AMS）和其他高沸物。 甲烷和乙烯亦参与蒸汽重整反应，主要是甲烷反应： CH4+2H2O=CO2+4H2O 我们还观察到：水/汽转换反应在反应温度下接近平衡。 CO2+H2=CO+H2O 通常，在苯和甲苯的生成中，甲烷和乙烯的量总是比预期的要少。一氧化碳通常是二氧化碳的10%（摩尔）。在反应器的设计中应该记住：在接近反应平衡时

9、SM停止生成，而苯和甲苯却继续生成，实际上并没有限度。另外，因为SM的生成部分地受到扩散的控制，因此，随着温度的上升，苯和甲苯的生成率要比SM的生成快得多。 EB脱氢的主要操作和设计变量 （1）温度 （2）催化剂量及催化剂 （3）压力 （4）蒸汽稀释 因为EB脱氢生成SM的反应是吸热反应，所以反应混合物的温度随反应加深而降低。反应速率降低的原因其一是反应越来越接近平衡，反应推动力越来越小，其二在反应速率常数的降低。在一般设计中，在第一个三分之一的催化剂床层上，约有80%的温降产生。在基于这样的原理基础上，有一个很高的入口反应温度当然是很理想的。然而，与促进催化脱氢相比，高温更会增加非选择热反应

10、和脱烃反应的速度而生成苯和甲苯。因此，要达到很好的选择性，需要有效的入口温度上限。 相对于EB进料而言，催化剂数量对优化操作起着重要的作用。催化剂太少，则不会接近平衡，而催化剂太多，则还没有完全通过催化剂床层EB转化就达到平衡并停止转化，而副反应继续进行，反应转化率和选择性降低（从物料平衡和装置生产率）。 目前有很多种EB脱氢催化剂，这些催化剂一般分为两类：（1）高活性、低选择性；（2）低活性、高选择性。采用低活性、高选择性催化剂的设计有比较好的效益。本设计装置拟采用的正是此种催化剂。如果在将来相当长的一段时间内想要提高生产率而又允许有一定的损失的话，高活性、低选择性催化剂可在同样的设备中装填

11、使用。 平衡常数有压力的范围，因为转化一个摩尔EB会生成两个摩尔的产物。所以，较高的系统压力会使脱氢反应的平衡左移（即抑制EB的转化），从而降低EB的转化率。较低的压力将使EB转化较高，同时选择性也不受太大的影响。 蒸汽稀释能减少EB、SM和氢气的分压，其效果与降低压力一样。蒸汽稀释还有其他等同的重要作用。首先，蒸汽向反应混合物提供热量。其结果是对于一定的EB转化而言，温度降低很多，在同样的入口温度下EB转化更多。第二，少量的蒸汽表现为能使催化剂保持在所需的氧化状态，具有很高的活性，此蒸汽量随催化剂的使用情况而有所不同。第三，蒸汽能抑制高沸物沉积在催化剂上，如果允许超过一定的限度，这些结焦生成

12、物最终会污染催化剂，使其活性降低而无法使用。 由于上述作用，单程EB转化率在温度、压力、催化剂、蒸汽稀释等方面受到限制，对实际的单级反应器来讲EB转化率只有4050%。但是，如果出料被再加热到第一级入口温度，混合物便无法平衡。如果再加热的混合物被送到第二个催化剂床层，那么，它又可以进一步转化为SM，直至再次接近平衡。由于受到其他变量因素的影响，EB转化总量可达到7085%。再加热和增加级数的过程可视经济效益多次重复，每增加一级，转化率和选择性便逐渐降低。因此，本设计采用两级反应器以获得较好的经济效益。 5、流程叙述 5.1脱氢反应总述： EB蒸汽/蒸汽混合物与EB/蒸汽过热器二级反应器流出物进

13、行热交换而产生过热，并进入一级反应器进口，在这里与主过热蒸汽混合，以便达到理想的一级反应器的进口温度。EB和蒸汽混合物径向从内向外地进入催化剂床层，一部分EB反应生成SM，由于进行吸热反应，温度降低。混合流出物与过热蒸汽进行换热而得到重新加热并径向通过第二个催化剂床层。大部分EB反应生成SM（受平衡限制）和少量副产品。 反应器系统的流出物由于两个压力等级的蒸汽再生而进行冷却。冷却的反应器产品与部分未汽提的工艺冷凝液被过热降温，并在主冷凝器中冷凝。冷凝液因重力作用自动流至有机混合物/水分离器，而未冷凝的蒸汽进一步得到冷却并在调节冷却器中冷凝。调节冷凝器中的冷凝液也流向有机混合物/水分离器。在有机

14、混合物/水分离中，芳烃和工艺冷凝液构成两个相位。被称之为“脱氢混合物（DM）”的芳烃相流进有机物分隔间，随后进行SM产品精馏和对未反应的EB、及副产物苯、甲苯和高沸物进行回收。水相因重力在有机混合物/水分离器的主分离室中分离。 工艺冷凝液用泵压送至用来除去夹带有机物的撇沫罐。一部分冷凝液被过滤，以除去催化剂尘末，然后用来对冷却的反应器流出物进行降温。净工艺冷凝液通过汽提除去溶解的有机物。冷凝液首先由汽提塔的塔顶液/进料内部换热器进行预热，然后通过蒸汽喷射器的直接蒸汽加热至工艺冷凝液汽提塔操作温度，以把塔中汽提过程中的损失降低到最低程度。从调节冷却器出来的未冷凝气体为脱氢废气，含有氢、二氧化碳、

15、甲烷和大量的芳烃。气体通过压缩机入口罐，然后送往废气压缩机，压缩气体通过一个分离罐，然后再进入废气冷却器，冷却气体中的芳烃通过循环半柏油的洗涤而减少，并经冷却后返回吸收塔；废气则通过一个密封罐进入燃料补充系统而用作蒸汽过热器的燃料。 5.2苯乙烯蒸馏总述： 苯乙烯蒸馏的目的是将从脱氢反应系统出来的液态芳烃混合物分馏成： a、一种高纯度的苯乙烯产品（苯乙烯聚合物最小损失） b、循环至脱氢反应系统的EB物料流 c、苯乙烯焦油物料流（含有苯乙烯聚合物、重馏分和少量苯乙烯） d、适合作为EB装置进料的苯物料流 e、甲苯副产品物料流 从有机混合物/水分离器出来的水饱和有机混合物被送入乙苯蒸出塔。从分离塔

16、出来的塔顶产品被送入EB回收塔。含有0.05%(W)甲苯的EB回收塔塔底产品循环至脱氢反应系统；EB回收塔塔顶产品，即苯-甲苯混合物以及不足0.1%(W)EB被送入苯/甲苯蒸出塔，苯/甲苯蒸出塔将其分离为含约0.1%(W)甲苯的塔顶产品和含约0.1%(W)苯的塔底甲苯产品。 从乙苯蒸出塔出来的塔底液物料流，含有塔进料中的几乎所有苯乙烯，沸点高于SM的复合物，NSI聚合阻聚剂（另外送入分离塔），少量EB和分离塔中生成的苯乙烯聚合物被送入SM塔。SM塔顶产品为95.51%(W)纯度（最低）的苯乙烯产品；回流中加入TBC，以抑制塔中的聚合反应。 含有约50%(W)挥发物（SM+AMS）和焦油（低粘度

17、）的SM塔底液被送至薄膜蒸发器。蒸发器蒸发挥发物并将其送回到SM塔底。蒸发器部分塔底液（塔底总量的2/3）被泵送至乙苯蒸出塔进行NSI循环。含有约5.4%(W)残存苯乙烯的净塔底液送至贮罐，作为燃料使用。 二、苯乙烯生产全系统的物料衡算取每小时产量为计算基准1、反应系统去分离系统油层水层去生化处理液相气相放空油水分离器炉油贮罐盐水冷凝器配比水蒸气乙苯贮罐乙苯蒸发器新鲜乙苯循环乙苯热交换器反应器第二预热器第一预热器水冷凝器气相液相（流程方框示意图如下）1.1反应系统进料量计算（1）苯乙烯每小时产量：（年生产能力/开工时间）1.5108kg/7200h=20833.333 kg/h（2）每小时产量

18、中纯苯乙烯量：（苯乙烯每小时产量产品苯乙烯纯度）20833.33399.5%=20729.166kg/h（3）苯乙烯每小时生成量：每小时产量中纯苯乙烯量/（13%）20729.166/(1-3%)=21370.274kg/h（4）所需新鲜乙苯量：苯乙烯每小时生成量乙苯分子量/（苯乙烯收率新鲜乙苯纯度苯乙烯分子量）21370.274106/(90%99%104)=24445.837 kg/h（5）所需乙苯总量：苯乙烯每小时生成量乙苯分子量/（单程转化率主反应选择性新鲜乙苯纯度苯乙烯分子量）21370.274106/(42%92%99%104)=56939.061 kg/h（6）循环乙苯量：（所需

19、乙苯总量所需新鲜乙苯量）56939.061-24445.837=32493.224 kg/h（7）水蒸气所需量：（所需乙苯总量水蒸汽稀释比）56939.0611.5=85408.592 kg/h（8）新鲜乙苯中含二甲苯量：（所需新鲜乙苯量二甲苯含量）24445.8371%=244.458 kg/h（9）循环乙苯中含二甲苯量及苯乙烯量：32493.2240.5%=162.466kg/h（10）新鲜乙苯组成：组成乙苯二甲苯wt%991100kg/hr24201.379244.45824445.837（11）乙苯贮罐中原料组成：（新鲜乙苯循环乙苯）组成新鲜乙苯循环乙苯wt%42.9357.07100

20、kg/hr24445.83732493.22456939.061（12）乙苯蒸发器中原料组成：（乙苯贮罐中原料水蒸气所需量）组成乙苯储罐中原料水蒸气所需量wt%4060100kg/hr56939.06185408.592.653（13）反应后各种产物(参加反应的C8H10总量21781.241/92%=23675.262)主反应： C8H10 C8H8 + H2 92% 106 104 2 21781.241 21370.274 410.967 副反应： C8H10 C6H6 + C2H4 2.5% 106 78 2823675.2622.5% 435.535 156.346C8H10 + H

21、2 C7H8 + CH4 4.7% 106 2 92 1623675.2624.7 20.995 965.772 167.960 C8H10 8C + 5H2 0.3% 106 96 1023675.2620.3% 64.325 6.701 C + H2O CO2 + 2H2 12 18 44 4 64.325 96.488 235.858 21.442 C8H10 C16H18 + 2H2 0.5% 106 210 4 23675.2620.5% 234.519 2.234计算结果列表如下：组分分子量进料量出料量kg/hrkmol/hrkg/hrkmol/hryi %乙苯10656369.6

22、70531.78932694.408308.4385.602二甲苯106406.9243.839406.9243.8390.070苯乙烯104162.4661.56221370.274205.4833.732氢气200420.349210.1753.817乙烯2800156.3465.5840.101甲烷1600167.96010.4980.191甲苯9200965.77210.4980.191二氧化碳4400235.8585.3600.097水1885408.5924744.92285312.1044739.65186.078苯7800435.5355.5840.101二聚体21000234

23、.5191.1170.020.6535506.212.5495506.137100.0001.2出水冷冷凝器的气液组成：离开水冷冷凝器的液体组成xi：可认为H2、C2H4、CO2完全不冷凝，二聚体完全被冷凝。假设气化率V（0.0300.050），由公式求出Xi，利用Xi=1，检验所设的V是否正确。设气化率V=0.0448 例如：乙苯Ki=0.02358 V(Ki-1) +1=0.0448（0.02358-1）+1=0.95626计算结果列表如下：组成Xf iPi0V（ki1）+1乙苯0.056020.02830.023580.956260.05858苯乙烯0.037320.01910.0159

24、20.955910.03904水蒸气0.860780.07260.06050.957910.89860二甲苯0.000690.02490.020750.956130.00072甲苯0.001910.07780.064830.958100.00199苯0.001010.24050.200420.964180.00105Xi=0.05858+0.03904+0.89860+0.00072+0.00199+0.00105=0.999981所以，所设V是正确。未冷凝的气体组成yi：由Li=Lxi（kmol/hr），L=（1V）F，则Vi=FiLi（kmol/hr），yi=Vi/xi离开水冷器的液体总量

25、：L=（1V）F（kmol/hr）L=(1-V)F (kmol/hr)L=(1-0.0448)5506.137=5259.462 kmol/h计算结果列表如下：组成Fi Li=Lxi Li Vi=FiLi Vi yi %kmol/hrkmol/hrkmol/hrkmol/hrkmol/hr乙苯308.438308.09932658.4940.33935.9340.1380苯乙烯205.483205.32921354.2160.15416.0160.0627水蒸气4739.5614726.15385070.75413.408241,3445.458二甲苯3.8393.787401.4220.05

26、25.5120.0212甲苯10.49810.466641.9760.0201.8400.0122苯5.5845.522430.7160.0624.8360.0252氢气210.17500210.175420.35085.5553二氧化碳5.360005.360235.8402.1818甲烷10.4980010.498167.9684.2733乙烯5.584005.584156.3522.2730二聚体1.1171.117234.570005506.1375260.473.044245.6641287.096100.0001.3出盐水冷凝器的气液组成：（T进=40，T出=10）为了简化计算起见

27、，参照清华大学1千吨苯乙烯工艺设计说明书，经盐水冷凝器后，绝大多数芳烃和水冷凝成液体，各冷凝下来量如下：（wt%）组成H2CO2CH4C2H4H2O甲苯二甲苯苯乙苯苯乙烯各物质被冷凝量0000927566.771.58586.2出盐水冷凝器液相组成Xi：Li =Fiwt% xi= Li/Li100% （wt%）计算示例：（乙苯为例）Li=35.9340.85 =30.544xi =0.2882/12.859 =2.2412计算结果列表如下：组成Fi kmol/hrFi kg/hrLi kg/hrLi kmol/hrxi wt%乙苯0.33935.93430.5440.28822.2412苯乙烯

28、0.15416.06113.8060.13281.0327水蒸气13.408241.344222.03612.335395.9274二甲苯0.0525.5123.6770.034690.2698甲苯0.0322.9442.2080.02400.1866苯0.0624.8363.4580.04430.344514.047306.586275.72912.859100.0002出盐水冷凝器气相组成yi：（根据Vi=FiLi）计算示例：(乙苯为例) Vi= 35.934-30.544=5.390 kg/hryiwt%=5.390/1011.365=0.5329计算结果列表如下：组分Fi Li Vi=

29、FiLi yi wt%kg/hrkg/hrkg/hr乙苯35.93430.5445.3900.5329二甲苯5.5123.6771.8350.1814苯乙烯16.01613.8062.2100.2185氢气420.3500420.35041.5626乙烯156.3500156.35015.4593甲烷167.9680167.96816.6080甲苯2.9442.2080.7360.0728二氧化碳235.8400235.84023.3190水241.344222.03619.3081.9091苯4.8363.4581.3780.13631287.096275.7291011.36599.999

30、91.4油水分离器水油组成：各种物质在水中溶解度可查化工工艺算图第一册清华大学计算说明书：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（kg/hr）被溶解量（水带走量）=溶剂量（水总量）溶解度未溶解量（油层物质量）= Li被溶解量计算示例：（乙苯为例）：Li水冷=32658.494 kg/hr Li盐冷=30.544 kg/hrLi=32658.494+30.544 =32689.038 kg/h被溶解量=（85070.754222.036）0.0217/100

31、=18.509 kg/hr未溶量=32689.038-18.509=32670.529 kg/hr计算结果列表如下：组分Li水冷kg/hrLi盐冷kg/hrLikg/hr乙苯32658.49430.54432689.038苯乙烯21354.21613.80621368.022水85070.754222.03685292.790二甲苯401.4223.677405.099甲苯962.8722.208965.080苯439.7163.458434.174二聚体234.5700234.57.044275.729.77组分被溶量kg/hr未溶量kg/hrxi水wt%xi油wt%乙苯18.5093267

32、0.52980.021658.5893苯乙烯34.11721333.9050.039838.2590水85292.790099.60890二甲苯0405.09900.7265甲苯42.464922.4340.04981.6542苯153.527280.6470.17930.5033二聚体85.293149.2770.09960.267785626.88255761.89199.9999100.0000对反应系统进行物料衡算：（kg/hr）组分进 料出 料进入反应系统盐水冷凝器放空量被溶量kg/hr未溶量kg/hrkg/hrkg/hr乙苯56369.6705.3918.50932670.529二

33、甲苯406.9241.8350405.099苯乙烯162.4662.21034.11721333.905氢气0420.350/乙烯0156.350/甲烷0167.968/甲苯00.73642.646922.434二氧化碳0235.840/水85408.59219.30885292.7900苯01.378153.527280.647二聚体0085.293149.277.6531011.36585626.88255761.891计算总进出物料量，进料=56369.670+406.924+162.466+85408.592=.653kg/hr出料=1011.365+85626.882+55761.8

34、91 =.138kg/hr由以上可知是平衡。去苯乙烯回收作循环乙苯返回反应系统物料来自炉油贮罐苯乙烯精馏塔苯乙烯初馏塔乙苯蒸出塔苯、甲苯蒸出塔返回炉油贮罐产品苯乙烯2、分离系统（流程方框示意图如下）2.1苯乙烯精馏塔的物料衡算：塔顶产品量：1.5108/7200=20833.333kg/hr塔釜产量：已知塔釜组成（wt%）：二甲苯29%，苯乙烯35%，焦油36%到苯乙烯精馏塔焦油量增加到苯乙烯1.2%进入苯乙烯精馏塔的总焦油量=未溶量（油层中苯乙烯量）1.2%=21333.9051.2%=256.007 kg/hr塔釜总量=进入苯乙烯精馏塔的总焦油量/36%=256.007 /36%=711.

35、131 kg/hr苯乙烯量=塔釜总量35%=711.13135%=248.898 kg/hr二甲苯量=塔釜总量29%=711.13129%=206.228g/hr焦油带走苯乙烯量(199.118 kg/hr)：即塔釜焦油带走的苯乙烯量80%能回收塔顶产品中各组分的量：苯乙烯=产量99.5%=20833.33399.5%=20729.166kg/hr二甲苯=进入分离系统二甲苯量循环乙苯中二甲苯量本塔塔釜二甲苯量=405.099-162.466-206.228=36.405kg/hr乙苯（wt%）=199.5%二甲苯wt%0.35%=1-99.5-0.=0.32530.35%产品符合要求苯乙烯在苯

36、乙烯精馏塔中的抽空损失量苯乙烯总损失=脱氢后苯乙烯的3%=21370.2743%=641.108kg/hr分离系统中生成焦油量=进入苯乙烯精馏塔的总焦油量反应生成二聚体量=256.007-149.277=106.730kg/hr消耗苯乙烯量=分离系统中生成焦油量208/210=106.730208/210=105.714kg/hr苯乙烯精馏塔聚合消耗苯乙烯量=苯乙烯未溶量（1.2%-1.15%）208/210=21333.905（1.2%-1.15%）208/210=10.565kg/hr苯乙烯在分离系统中的抽空损失=总损失量盐水冷凝器放空量油水分离器带走量焦油带走量聚合成焦油量=641.10

37、8-2.210-34.117-248.898-105.714=250.169kg/hr苯乙烯在苯乙烯精馏塔中抽空损失占总抽空损失的74.5%苯乙烯在苯乙烯精馏塔中抽空损失=250.16974.5%=186.376kg/hr进料组成：苯乙烯=塔顶量焦油带走苯乙烯量苯乙烯在苯乙烯精馏塔中抽空损失苯乙烯精馏塔聚合消耗苯乙烯量=20729.166+248.898+186.376+10.565=21175.0051kg/hr乙苯量=乙苯塔顶量=20833.3330.5%-36.405=104.167kg/hr二甲苯=塔顶量塔釜量=36.405+206.228=242.633kg/hr焦油量=未溶量（油层

38、中苯乙烯量）1.15%=21333.9051.15%=245.340kg/hr苯乙烯精馏塔的物料衡算表组成进 料塔顶产品塔釜产品抽空量kg/hrkg/hrwt%kg/hrwt%kg/hrwt%苯乙烯21175.00597.27920729.16699.500248.89834.999186.376乙苯104.1670.47967.7710.325000二甲苯242.6331.11536.4050.175256.22829.0000焦油245.3401.12700256.00735.999021767.145100.00020833.342100.000711.13399.999186.376计

39、算总进出物料量，并说明是否平衡。进料=21175.005+104.167+242.633+245.340=21767.145kg/hr出料=13888.889+711.133+186.376=21767.851kg/hr由上可知所以计算平衡2.2苯、甲苯蒸出塔的物料衡算塔顶量及其组成：苯、甲苯在分离系统全部在苯、甲苯蒸出塔塔顶蒸出塔顶总量=未溶量中苯、甲苯量之和/99%=（922.434+280.647）/99%=1215.233 kg/hr乙苯量=塔顶总量1%=1215.2331%=12.152kg/hr塔釜量=循环乙苯量=32493.224kg/hr乙苯总损失量=出反应器的乙苯量循环中纯乙

40、苯量=32694.408-32493.22499%=526.116kg/hr乙苯抽空损失=总损失量尾气带走量油水分离器带走量苯、甲苯蒸出塔带走量产品中带走量=526.116-5.39-18.509-12.152-67.771=422.294kg/hr进料量及其组成：乙苯=塔釜量塔顶量=32493.224+12.152=32505.376kg/hr苯、甲苯与塔顶量相同，二甲苯、苯乙烯与塔釜量相同苯：922.434 kg/hr 甲苯：280.647kg/hr二甲苯：162.466 kg/hr 苯乙烯：162.466 kg/hr苯、甲苯蒸出塔物料衡算表 组成进 料塔顶塔釜kg/hrwt%kg/hrw

41、t%kg/hrwt%乙苯32505.37695.51012.1521.00032493.22499.010苯乙烯162.4660.44700162.4660.495二甲苯162.4660.44700162.4660.495甲苯922.4342.710922.43475.90600苯280.6470.825280.64723.0940040300.32299.9991215.233100.00032818.156100.000进料=32505.376+162.466+162.466+922.434+280.647 =34033.389 kg/hr出料=1215.233+32818.156 =34

42、033.389 kg/hr2.3苯乙烯初馏塔物料衡算塔釜量：（与苯乙烯精馏塔进料量相同）（列表）组成苯乙烯乙苯二甲苯焦油kg/h21175.005104.167242.633245.34021767.145苯乙烯初馏塔乙苯抽空损失：（乙苯在苯乙烯初馏塔中抽空损失占总抽空损失的25%）苯乙烯初馏塔乙苯抽空损失=422.29425%=105.574kg/hr苯乙烯初馏塔苯乙烯抽空损失：（在苯乙烯初馏塔中抽空损失占总抽空损失的25%）苯乙烯初馏塔苯乙烯抽空损失=250.16925%=62.542（kg/hr）苯乙烯初馏塔总抽空损失=该塔苯乙烯抽空损失该塔乙苯抽空损失=105.574+62.542=1

43、68.116（kg/hr）（苯乙烯占塔顶组成的40%，乙苯占60%）进料量（F）=塔顶量（D）塔釜量苯乙烯初馏塔总抽空损失F=D+21175.005+168.116（）对苯乙烯物衡：0.72F(塔釜送出焦油量进塔焦油量)208/210=0.4D塔釜苯乙烯量苯乙烯初馏塔苯乙烯抽空损失即0.72F(油出油进) 208/210=0.4D+21175.005+62.542（）其中: (塔釜送出焦油量进塔的焦油量)= 未溶量（油层中苯乙烯量）（1.15%1.12%）(油出油进)=21333.905（1.15%1.12%）=6.400联立方程（）（）解得塔顶量D和进料量FD=18365.122（kg/hr

44、） F=39708.243（kg/hr）进料量F:焦油量=未溶量（油层中苯乙烯量）1.12%=21333.9051.12%=238.940（kg/hr）苯乙烯量=0.72F=0.7239708.243=28589.935（kg/hr）乙苯量=塔釜乙苯量塔顶乙苯量苯乙烯初馏塔乙苯抽空损失=104.167+11019.073+105.574=11228.814（kg/hr）苯乙烯初馏塔物料衡算表组成进 料塔顶塔釜抽空量kg/hrkg/hrwt%kg/hrwt%kg/hrwt%苯乙烯28589.93572.9427346.04940.00021175.00597.28062.542乙苯11228.8

45、1427.863.07360.000104.1670.478105.574二甲苯242.6330.60200242.6331.1150焦油238.9400.59300245.3401.127040300.322100.00018365.122100.00021767.14599.999168.116 进料=28589.935+11228.814+242.633+238.940 =40300.322kg/hr出料=18365.122+21767.145+168.116 =40300.383kg/hr2.4乙苯蒸出塔的物料衡算塔釜量=苯乙烯初馏塔进料量（列表）组成苯乙烯乙苯二甲苯焦油（kg/hr）

46、28589.93511228.814242.633238.94040300.322塔顶量=苯、甲苯蒸出塔进料量（列表）组成乙苯苯乙烯二甲苯甲苯苯（kg/hr）32505.376162.466162.466922.434280.64734033.389乙苯蒸出塔乙苯抽空损失：（乙苯在乙苯蒸出塔中抽空损失占总抽空损失的75%）乙苯蒸出塔乙苯抽空损失=422.29475%=316.721（kg/hr）乙苯蒸出塔苯乙烯抽空损失：（苯乙烯在乙苯蒸出塔中抽空损失占总抽空损失的0.5%）乙苯蒸出塔苯乙烯抽空损失=250.1690.5%=1.251（kg/hr）乙苯蒸出塔聚合耗苯乙烯量=（苯乙烯初馏塔进塔的焦

47、油量未溶水的油层中焦油量）208/210=（238.940149.277）208/210=88.809（kg/hr）进料量：二甲苯=塔顶量塔釜量=162.466+242.633=405.099（kg/hr）焦油量=未溶水的油层中焦油量=149.277（kg/hr）甲苯量=塔顶量（922.434kg/hr）苯量=塔顶量（280.647kg/hr）乙苯量=塔顶量塔釜量乙苯蒸出塔乙苯抽空损失=32505.376+11228.814+316.721=44050.911（kg/hr）苯乙烯量=塔顶量塔釜量乙苯蒸出塔苯乙烯抽空损失乙苯蒸出塔聚合耗苯乙烯量=162.466+28589.935+1.251+8

48、8.809=28842.461（kg/hr）乙苯蒸出塔物料衡算表组成进料塔顶塔釜抽空量kg/hrkg/hrwt%kg/hrwt%kg/hrwt%苯乙烯28842.46138.636162.4660.47728589.93570.9421.251乙苯44050.91159.00932505.37695.51011228.81427.863316.721二甲苯405.0990.543162.4660.477242.6330.6020甲苯922.4341.236922.4342.710000苯280.6470.376280.6470.825000焦油149.2770.20000238.9400.59

49、3074650.829100.00034033.38999.99940300.322100.000317.972进料=28842.461+44050.911+405.099+922.434+280.647+149.277 =74650.829kg/hr出料=34033.389+40300.322+317.972 =74650.683kg/hr三、脱氢系统的热量衡算(以下计算以一小时为基准)1、蒸发器：原料：为计算方便，故把原料全部看成乙苯已知：乙苯常压下沸点为136.2，蒸发器出口温度140把乙苯从20（液）加热到140（气）所需热量计算如下：（1）求所需热量Q：把乙苯从20加热到136.2（

50、液液）所需热量Q1：先求平均温度tm，再查tm下乙苯（液）的Cpm，最后计算Q1=GCpm（t2t1）注：需注明Cpm出处（石油化工计算图表）tm=136.2+20/2=78.1 Cpm=48.850kcal/kg即Q1=GCpm（t2t1）=.65348.850（136.2-20）=.111kcal/hr把乙苯从136.2（液）转化为136.2（气）所需热量Q2：先查136.2乙苯气化潜热H，H=8576.9kcal/kg再计算Q2=GH即Q2=GH =.6538576.9=.588 kcal/hr把乙苯从136.2（气）加热到140（气）所需热量Q3：先求平均温度tm，再查tm下乙苯（气）

51、的Cpm，tm=136.2+140/2=138.1 Cpm=41.86kcal/kgk最后计算Q3=GCpm（t2t1）即Q3=GCpm（t2t1）=.65341.86（140-136.2）=.47 kcal/hr把乙苯从20（液）加热到140（气）所需热量Q总：Q总= Q1 Q2 Q3即Q总=.111+.588+.47 = kcal/hr（2）加热所需蒸汽量：配比水蒸汽所放出的热量Q蒸：已知配比水蒸汽的蒸汽压力6kg/cm2（表）先求平均温度tm，再查tm下水蒸汽（气）的Cpm，tm=164.7+140/2=152.35Cpm=1.890kjl/kgk最后计算Q蒸=GCpm（t2t1）即Q蒸

52、=85408.5921.890/4.2（164.7-140）=.500 kcal/hr加热所需水蒸气用量G蒸汽：把乙苯从20（液）加热到140（气）实际所需热量Q实际：即Q实际=Q总Q蒸= -.163=kcal/hr查蒸汽压力为7kg/cm2（绝）下的水蒸气气化潜热HH=493.214kcal/kg即G蒸汽=Q实际/H= /493.214=.025 kcal/hr2、第一预热器（1）把原料乙苯从140（气）加热到300（气）所需热量Q1：先求平均温度tm，再查tm下乙苯（气）的Cpm，tm=140+300/2=220 Cpm=48.76kcal/kgk最后计算Q1=GCpm（t2t1）即Q1=

53、GCpm（t2t1）=.65348.76（300-140）= kcal/hr（2）把水蒸气从140（气）加热到300（气）所需热量Q2：先求平均温度tm=220 再查tm下水蒸汽（气）的Cpm=1.93kj/kgk最后计算Q2=GCpm（t2t1）即Q2=85408.5921.93/4.2（300-140）=.05 kcal/hr（3）第一预热器把乙苯和水蒸气混合物从140（气）加热到300（气）所需热量Q总：Q总= Q1Q2=+.05 =kcal/hr3、热交换器利用反应器出来的高温气体把物料从300（气）加热到430（气），计算如下：（1）把原料乙苯从300（气）加热到430（气）所需热量

54、Q1：先求平均温度tm=365. 再查tm下乙苯（气）的Cpm=58.75 kcal/kgk最后计算Q1=GCpm（t2t1）即Q1=.65358.75(430-300)= kcal/hr（2）把水蒸气从300（气）加热到430（气）所需热量Q2：先求平均温度tm=365 再查tm下水蒸汽（气）的Cpm=2.06 kj/kgk最后计算Q2=GCpm（t2t1）即Q2=GCpm（t2t1）=85408.5922.06/4.2(430-300)=.509 kcal/hr（3）热交换器把乙苯和水蒸气混合物从300（气）加热到430（气）所需热量Q总：Q总= Q1Q2= +.509= kcal/hr4

55、、第二预热器（1）把原料乙苯从430（气）加热到550（气）所需热量Q1：先求平均温度tm=490 再查tm下乙苯（气）的Cpm=65.48kcal/kgk最后计算Q1=GCpm（t2t1）即Q1=GCpm（t2t1）=.65365.48(550-430)= kcal/hr（2）把水蒸气从430（气）加热到550（气）所需热量Q2：先求平均温度tm=490 再查tm下水蒸汽（气）的Cpm=2.10kj/kgk最后计算Q2=GCpm（t2t1）即Q2=GCpm（t2t1）=85408.5922.1 /4.2(550-430)=.52 kcal/hr（3）第二预热器把乙苯和水蒸气混合物从430（气

56、）加热到550（气）所需热量Q总：Q总= Q1Q2=+.52=kcal/hr 5、反应器（1）原料从550（气）加热到580（气）所需热量Q加把原料乙苯从550（气）加热到580（气）所需热量Q1：先求平均温度tm=565，再查tm下乙苯（气）的Cpm=68.88kcal/kgk最后计算Q1=GCpm（t2t1）即Q1=GCpm（t2t1）=.65368.88(580-550)=.2 kcal/hr把水蒸气从550（气）加热到580（气）所需热量Q2：先求平均温度tm=565 再查tm下水蒸汽（气）的Cpm=2.21kj/kgk最后计算Q2=GCpm（t2t1）即Q2=GCpm（t2t1）=8

57、5408.5922.21/4.2(580-550)=.631kcal/hr第二预热器把乙苯和水蒸气混合物从550（气）加热到580（气）所需热量Q加：Q加= Q1Q2=.2 +.631=.8 kcal/hr（2）计算各反应所需热量Q反25下反应热H0298=（niH0i）产（njH0j）反，Cp=a+bT+cT2=（niai）产（njaj）反，=（nibi）产（njbj）反，=（nici）产（njcj）反H0T2=H0T1+=H0T1+=H0298（T2T1）(T22T12)(T23T13)各物质25标准生成焓H0298一律查基本有机化学工程下册P240，比热Cp查基本有机化学工程上册P277

58、，查得结果列表如下：组分H0298 kcal/kmolCp=a+bT+cT2 kcal/kmolab10-3C10-6乙苯71508.77144160.295100.798苯乙烯353006.7462147.11996.0684氢06.4241.0390.07804乙烯125002.83028.6018.726苯198100.40977.62126.429甲苯119900.57693.49331.227甲烷178903.38118.0444.300碳04.11.02主反应所需热量H0T主C2H3+ H2主反应：92%C2H5H0298 7150 35300 0H0298=（niH0i）产（nj

59、H0j）反=35300205.483-7150205.483=.45kcal/hr=(6.424-6.746+8.77144) 205.483=1736.175=(1.039+147.119-160.295) 10-3205.483=-2.494=(-0.07804-96.0684+100.798) 10-6205.483=9.55810-4H0T主=.45+ 1736.175（580-25）+1/2（-2.494）（5802-252）+1/39.55810-4（5803-253）=.855 kcal/hr副反应所需热量H0T副iC2H5+C2H4 2.5%H0298 7150 19810 1

60、2500H0298=（12500+19810-7150）5.5838=.408 kcal/hr=（2.830-0.049+8.77144）5.5838=64.507=（28.601+77.621-160.295）10-35.5838=-0.3019=（100.798-8.726-26.429）10-65.5838=3.66510-4H0298=.408+64.507（580-25）+1/2（-0.3019）（5802-252）+1/3（3.66510-4）（5803-253）=.831 kcal/hrH0298+ H24.7%C2H5CH3+CH4 7150 0 11990 -17890H02