苯乙烯生产工艺设计

攀枝花学院本科毕业设计 摘 要

摘 要

本文以年产25万吨苯乙烯为生产目标，由乙苯脱氢制苯乙烯方法，对整个工段进行工艺设计和设备选型。同时对苯乙烯的新老生产工艺、国内外发展情况做出了一定的总结，并通过了对比选取了较为适宜的工艺，最后确定了Lummus的“SMART”乙苯脱氢工艺作为本设计的详细生产工艺。在计算上，依据物料守恒、能量守恒对整个工艺流程进行了物料衡算和热量衡算，并做出了流程图，依据衡算结果，通过计算对塔设备进行了详细的选型。也对公用工程和车间布置做出了一定的陈述，最后对“三废”处理和安全事项做出了总结。在整个设计中达到了预期要求，完成各个工艺段的设计。

关键字：苯乙烯，工艺计算，设备选型

I

攀枝花学院本科毕业设计 ABSTRACT

ABSTRACT

The annual output of 250,000 tons of styrene production targets, the entire section in the process design and equipment selection by the dehydrogenation of ethylbenzene to styrene . Styrene old and new production processes at the same time , the development at home and abroad to make a certain conclusion , and by contrast to select a more appropriate process to finalize the Lummus' \SMART \ethylbenzene dehydrogenation process as the design production process.In the calculation , based on material conservation , energy conservation , the entire process , material balance and heat balance , and made a flow chart , based on accounting results , by calculating the tower equipment , carried out a detailed selection . Public works and plant layout to make a certain statement , and finally made a summary of the \and safety matters . Throughout the design to achieve the desired requirements to complete the design of various processes .

Keywords Styrene，Process calculation，equipment selection

II

攀枝花学院本科毕业设计 目 录

目 录

摘 要 ....................................................................... I ABSTRACT ................................................................... II 1 绪论 .................................................................... 1

1.1 苯乙烯的性质和用途 .................................................. 1

1.2 苯乙烯常见生产方法 .................................................. 1

1.2.1 环球化学∕鲁姆斯法 ........................................... 1 1.2.2 Fina∕Badger法 ............................................... 3 1.2.3 巴斯夫法 ..................................................... 3 1.2.4 Halcon法 ..................................................... 3 1.2.5 裂解汽油萃取分离法 ........................................... 3 1.2.6 环氧丙烷联产法 ............................................... 3

2 生产工艺 ................................................................ 5

2.1 本工艺设计说明 ...................................................... 5

2.1.1 生产任务 ..................................................... 5 2.1.2 生产方法 ..................................................... 5 2.1.3 生产控制参数及具体操作 ....................................... 5 2.2 生产工艺的反应历程 .................................................. 6

2.2.1 反应方程式 ................................................... 6 2.2.2 生产过程 ..................................................... 7 2.3 原料、产品及半成品 .................................................. 8

2.3.1 产品 ......................................................... 8 2.3.2 原料 ......................................................... 8 2.3.3 半成品 ....................................................... 8 2.3.4 催化剂 ....................................................... 8 2.3.5 阻聚剂 ....................................................... 8 2.4 生产方式的选取 ...................................................... 9

3 生产工艺计算 .......................................................... 10

3.1 物料衡算 ........................................................... 10

3.1.1 生产能力的计算 .............................................. 10 3.1.2 质量守恒定律 ................................................ 11 3.1.4物料流程图 ................................................... 15 3.2 热量衡算 ........................................................... 15

3.2.1 热量衡算 .................................................... 15 3.2.2热量衡算表 ................................................... 18

4 设备设计计算与选型 ................................................... 19

4.1 苯∕甲苯精馏塔的设计计算 ........................................... 19 4.1.1精馏塔的数据确定 ............................................. 19 4.1.2精馏塔的物料衡算 ............................................. 19 4.1.3塔板数的确定 ................................................. 19

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4.1.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ..................................... 25 4.1.6塔板主要工艺尺寸的计算 ....................................... 26 4.1.7塔版流体力学验算 ............................................. 27 4.1.8塔板负荷性能图 ............................................... 29 4.2冷凝器的设计 ....................................................... 31 4.3 油水分离器 ......................................................... 32 4.4过热蒸汽炉 ......................................................... 33

5 设备一览表及公用工程 ................................................. 34

5.1 设备 ............................................................... 34 5.2 公用工程规格 ....................................................... 34

5.2.1 电 .......................................................... 34 5.2.2 冷却水 ...................................................... 35 5.2.3 加热蒸汽 .................................................... 35

6 车间布置设计 .......................................................... 36

6.1 车间布置设计重要性 ................................................. 36 6.2 车间生产要求 ....................................................... 36 6.3 车间安全要求 ....................................................... 36 6.4 车间发展要求 ....................................................... 36

7 “三废”处理和安全事项 ............................................... 37

7.1 废水 ............................................................... 37 7.2 废气 ............................................................... 37 7.3 废渣 ............................................................... 37 7.4 副产品处理一览表 ................................................... 37 7.5 废物处理一览表 ..................................................... 38 7.6 安全事项 ........................................................... 38

结论 ....................................................................... 39 参 考 文 献 ............................................................... 40 谢辞 ....................................................................... 41

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攀枝花学院本科毕业设计 1 绪论

1 绪论

1.1 苯乙烯的性质和用途

苯乙烯，分子式C8H8，结构式C6H5CH?CH2,是不饱和芳烃最简单、最重要的成员，广泛用作生产塑料和合成橡胶的原料。如结晶型苯乙烯、橡胶改性抗冲聚苯乙烯、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯三聚体（ABS）、苯乙烯-丙烯腈共聚体（SAN）、苯乙烯-顺丁烯二酸酐共聚体（SMA）和丁苯橡胶(SBR)。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[1-3]。

作为合成高分子工业的重要单体，苯乙烯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。由苯乙烯共聚的共聚物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，全世界苯乙烯生产总量的三分之二用于生产聚苯乙烯，三分之一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3000万吨左右[4-5]。

苯乙烯在空气中允许浓度为0.1ml/L，有毒，浓度过高、接触时间过长则对人体的呼吸道造成危害。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1.1～6.01%（体积分数）。

1.2 苯乙烯常见生产方法[6-9]

1.2.1 环球化学∕鲁姆斯法

以乙苯为原料，采用脱氢反应器，由开始的单级轴向反应器，中间经历开发了双级轴向反应器到双径向反应器再到双级径向反应器的各种组合优化的多种反应器；反应器的操作压力有开始的正压发展到今天的负压；汽油比有开始的2.5:1发展到今天1.3：1；蒸汽消耗由开始的10kg∕kgSM发展到今天的4kg∕kgSM。UOP∕Lummus的Classic SM流程中乙苯脱氢工艺装置主要有蒸汽过热炉、绝热型反应器、热回收器、气体压缩机和乙苯∕苯乙烯分离塔。过热炉将蒸汽过热至800℃而作为热引入反应器。乙苯脱氢的工艺操作条件为550～650℃，常压或减压，蒸汽∕乙苯质量比为1.0～2.5。

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攀枝花学院本科毕业设计 1 绪论

UOP∕Lummus的“SMART” SM工艺是在Classic SM工艺基础上发展的一项新工艺，即在工艺Classic SM工艺的脱氢反应中引入了部分氧化技术。可提高乙苯单程转化率达80%以上。

“SMART”技术的优点在于，通过提高乙苯转化率， 减少了未转化乙苯的循环返回量，使装置生产能力提高，减少了分离部分的能耗和单耗；以氢氧化的热量取代中间换热，节约了能量；甲苯的生成需要氢，移除氢后减少了副反应的发生；采用氧化中间加热，由反应物流或热泵回收潜热，提高了能量效率，降低了动力费用，因而经济性明显优于传统工艺。该技术可用于原生产装置改造，改造容易且费用较低。目前采用“SMART”工艺SM装置有3套在运行。

氧化脱氢反应燃料气 阻聚剂 氧气+蒸蒸汽 汽 苯乙苯 蒸汽 乙苯 水 气体压缩机 过热蒸汽炉 粗馏塔 乙苯塔 苯乙烯 精馏塔 脱氢反应器 油水分离器 焦油 甲苯 循环乙苯 图1.1Lummus的SMART乙苯脱氢工艺流程图

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攀枝花学院本科毕业设计 1 绪论

表1.1“SMART”与 Classic比较

反应条件和结果 苯乙烯选择性∕% 乙苯转化率∕%

水比

蒸汽∕苯乙烯∕t∕t 燃烧油∕苯乙烯∕kg∕t

Classic 95.6 69.8 1.7 2.3 114.0

“SMART”工艺

95.6 85 1.3 1.3 69.0

1.2.2 Fina∕Badger法

Badger工艺采用绝热脱氢，蒸汽提供脱氢需要的热量并降低进料中乙苯的分压和抑制结焦。蒸汽过热至800～900℃，与预热的乙苯混合再通过催化剂，反应温度为650℃，压力为负压，蒸汽∕乙苯比为1.5%～2.2%。

1.2.3 巴斯夫法

巴斯夫法工艺特点是用烟道气加热的方法提供反应热，这是与绝热反应的最大不同。

1.2.4 Halcon法

Halcon法又称PO－SM联产法。Halcon法公司开发，于1973年在西班牙实现工业化。反应过程中乙苯在液相反应器中用氧化成过氧化物，反应条件为压力0.35MPa，温度141℃，停留时间4h，生成的乙苯过氧化物经提浓度到17%后，进入环氧化工序。环氧化温度为110℃、压力为4.05MPa。环氧化反应液经蒸馏得环氧丙烷。环氧化另一产物甲基苄醇在260℃、常压下脱水得苯乙烯。

1.2.5 裂解汽油萃取分离法

日本日本东丽公司开发了Stex法裂解汽油萃取分离苯乙烯技术，同时还开发了专用萃取剂，可分离出纯度大于99.7%的苯乙烯，同时可生产对二甲苯，并降低裂解汽油加氢负荷，生产成本仅为乙苯脱氢法的一半。

1.2.6 环氧丙烷联产法

环氧烷联产法是先将乙苯氧化成乙苯氢过氧化物，再使之在Mo、W催化剂存在下与丙烯反应生成环氧丙烷和?－苯乙醇，后者脱水可得到苯乙烯。其优点是克服了AlCl3法有污染、腐蚀和需要氯资源的特点；缺点是流程长、投资大，对原料质量要求较高，操作条件严格，联产品多，每吨苯乙烯联产0.45t左右的环氧丙烷，因此不适宜建中小型装置。目前世界上拥有该技术的有阿尔科化学、壳牌和

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攀枝花学院本科毕业设计 1 绪论 德士古化学。

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攀枝花学院本科毕业设计 2 生产工艺

2 生产工艺

2.1 本工艺设计说明

2.1.1 生产任务

年产25万吨精苯乙烯，纯度≥99.8%。

2.1.2 生产方法

鲁姆斯（UOP∕Lummus）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，所以本次参照鲁姆斯(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采用深度减压，绝热乙苯脱氢等几个常见工艺。

蒸汽在脱氢反应中占有很重要的地位，蒸汽的热量可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方向进行，且又可以连续去除积炭以维持催化剂的一定活性。

为达到较好的平衡曲线，系统应该在高温、高压蒸汽稀释和低反应系统压力下进行，对乙苯转化为苯乙烯有利，为了提高转化率，采用两个绝热反应器进行反应，由此乙苯的总转化率可达到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）。

为了减少聚合而损失苯乙烯（SM）单体，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）中加入了一种不含硫的阻聚剂(NSI)，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[6-9]。

2.1.3 生产控制参数及具体操作

1 投料配比

水蒸气:乙苯=3:1（质量比）

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攀枝花学院本科毕业设计 2 生产工艺 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。 3 具体操作

在脱氢反应器600℃条件下，加入定量的水蒸气、乙苯和氧气混合气体，反应完全后；排除多余的蒸汽；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，氢气等可燃气体排出成为燃料气；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。生产工艺流程见Lummus的“SMART”乙苯脱氢工艺流程图。

氧化脱氢反应器 燃料气 阻聚剂 氧气+蒸汽 蒸汽 苯乙苯 蒸汽 乙苯 水 气体压缩机 过热蒸汽炉 脱氢反应器 油水分离器 焦油 粗馏塔 乙苯塔 苯乙烯 精馏塔 甲苯 循环乙苯 Lummus的SMART乙苯脱氢工艺流程图

2.2 生产工艺的反应历程

2.2.1 反应方程式

（1）脱氢主反应

乙苯（EB）通过强吸热脱氢反应生成苯乙烯（SM）：

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攀枝花学院本科毕业设计 2 生产工艺

催化剂,500-600C，C6H5C2H5???????C6H5CH?CH2?H2O ?H l?125kJ/moO600C乙苯 苯乙烯 氢气 （2）副反应

乙苯/苯乙烯混合物还会发生某些不受平衡限制的一次反应。这些反应主要是脱烷基反应，反应式为：

C6H5C2H5?C6H6?C2H4 乙苯 苯 乙烯

C6H5C2H5?H2?C6H5CH2?CH4 乙苯 氢 甲苯 甲烷

其它反应生成少量的α-甲基苯乙烯和高沸物。

C6H5C2H5?H2?C6H6?C2H6

C6H5C2H5?8C?5H2 C6H5C2H5?16H2O?8CO2?21H2

为了减少在催化剂上的结炭，需要在反应器进料中加入高温水蒸气，从而发生下述反应：

C?H2O?CO2?2H2

脱氢反应式1mol乙苯生成2mol产品（苯乙烯和氢气），因此加入蒸气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。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=2～3:1（质量比），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[10-12]。

2.2.2 生产过程

1预处理过程

蒸汽和乙苯按一定的质量比混合。在脱氢反应器中，水蒸气用量和反应温度对苯乙烯的产率有较大影响。水蒸气用量太少或反应温度太低，会导致反应不完全，产率低；水蒸气用量过多或反应温度过高，催化剂会炭化而降低产率。将原料中的水蒸气（按比例过量）有助于反应向右移，也要严格控制反应温度。 2 脱氢过程

乙苯和蒸汽在脱氢反应器中完成脱氢过程，同时少量的发生其他副反应。

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攀枝花学院本科毕业设计 2 生产工艺 3 冷凝过程

在冷凝器中，将脱氢反应的产物冷凝，降低其温度。 4 油水分离过程

冷凝后，因反应中的水蒸气变为水，通过气体压缩机和油水分离器，将有机相和水分离。 5 多塔分离过程

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，使其循环。

2.3 原料、产品及半成品

2.3.1 产品

化学名称：苯乙烯 英文名称：styrol 规 格：含量≥99.8% 分 子 量：104.15 沸 点：145.2℃ 熔 点：－30.6℃ 折 光 率：1.5439（25℃） 结 构 式：CHCH?CH

6522.3.2 原料

化学名称：乙苯 结构式：CHCHCH

6523分 子 量：106.16 沸 点：136.2℃ 折光指数：1.4959（25℃） 密 度：0.8671g/cm3

2.3.3 半成品

乙苯经脱氢反应器反应后，反应生成物送乙苯—苯乙烯塔分离成乙苯（苯和甲苯）及粗苯乙烯（带重组分及焦油）。

2.3.4 催化剂

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，使反应更好的发生，有利于苯乙烯的生成。

2.3.5 阻聚剂

在苯乙烯生产工艺中，阻聚剂主要在两个地方起重要作用：一是苯乙烯精馏系统，二是苯乙烯产品贮存系统。在精馏塔中，苯乙烯处于120℃的高温，阻聚剂主要用来防止单体的聚合；在苯乙烯贮存系统中，温度一般为20℃以下，聚合率较低，阻聚剂的主要用途之一是防止苯乙烯氧化。由于温度存在着很大的不同，

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攀枝花学院本科毕业设计 2 生产工艺 阻聚剂发挥的主要作用不同，对阻聚剂的要求也不一样，所以，在蒸馏塔中使用无硫阻聚剂（2、4-二硝基-邻-二-丁基酚（DNBP）俗称NSI），在苯乙烯贮存系统中使用4-叔丁基邻苯二酚（TBC）。

2.4 生产方式的选取

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2～10万吨/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1～2万吨/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。

苯乙烯生产能力根据设计任务规定为年产25万吨。取年工作日为300天，每日生产能力为8.333?105kg苯乙烯，每小时生产能力为3.472?104kg这样的规模采用连续操作是比较合理的。

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攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算

3 生产工艺计算

3.1 物料衡算

乙苯脱氢反应方程式为：

主反应C6H5C2H5→C6H5CH=CH2+H2 (式3-1) 副反应C6H5C2H5→C6H6+C2H4 (式3-2) C6H5C2H5+H2→C6H5CH3+CH4 (式3-3) 物料衡算相关技术条件：

水蒸汽作稀释剂，水蒸汽和乙苯质量比为1.5：1反应压力为150KPa（绝），,乙苯总转化率为80%，各反应选择性分反应温度为580℃，反应器进口温度630℃别为：(4-1)96%、(4-2)1%、(4-3)3%。

原料组成：乙苯，99.6%( W% )。

水蒸汽为惰性组分，不发生水蒸汽转化反应，并且无结焦反应。

冷凝液经油水分离器分离成水和有机混合物，水中夹带芳烃量为500mg/L，夹带芳烃组成同有机混合物相同。有机混合物中水量很少可忽略。

阻聚剂加入量为有机混合物量的0.03(W%)。

精馏塔塔顶苯乙烯回收率大于95%。精馏塔真空操作，塔顶压力<50mmHg。 乙苯－苯乙烯塔真空操作，塔顶压力<200mmHg。塔顶苯乙烯含量<0.25%，塔釜乙苯<0.3%。

苯－甲苯塔塔顶压力<160mmHg，塔顶甲苯<0.5%，塔釜苯<0.2%。 乙苯回收塔，塔顶乙苯<0.1%，塔釜甲苯<0.4%。

3.1.1 生产能力的计算

根据设计任务，苯乙烯的年生产能力为25万吨/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。定昼夜生产为3班，每天连续生产。

可知每天的生产能力为（250000×103/300）Kg/天=833.3×103Kg/天。以此作为物料衡算的标准。

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攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算

3.1.2 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进=∑G出+∑G损+∑G积

∑G进—输入物料量总和； ∑G出—离开物料量总和； ∑G损—总的损失量； ∑G积—系统中积累量。

（1）进出脱氢反应器的物料衡算

1）对连续生产可确定计算基准为Kg/天，则需计算每天产量及原料投料量 乙苯的脱氢反应

其中原料规格：乙苯（99.6%）水蒸气（95%）

原料乙苯含甲苯0.2%、含苯0.14%，含焦油0.06%。原料水蒸气含5%的杂质气体。105Kg(折算为100%) 每天产苯乙烯：G8=8.333×

104Kg 每小时产苯乙烯：Gh=3.4721×

投料比：水蒸气/乙苯 =1.5/1（质量比） 乙苯总转化率：为80% 转化率：脱氢过程为96% 分离率：多塔分离过程为98% 每小时理论投料乙苯量：

G1=(3.472×104×106.15)/(104.15×80%×96%×99%×99%)=4.702×104Kg 每班理论投水蒸气量： G2=1.5×4.702×104=7.053×104Kg

每小时原料实际投入量：G?=(4.702×104/0.996)Kg=4.721×104Kg G

‘

2

=(7.053×10/0.95)Kg=7.453×104Kg

4

1杂质：G3=（4.721-4.702）×104Kg+(7.081-7.053) ×104Kg=0.470×103Kg 0.3%Kg=0.365×103Kg 催化剂的量：G4=(4.721+7.453) ×104×2）脱氢过程计算 转化率为：80%

104.15×80%×96%)/106.16Kg=3.543×104Kg 苯乙烯的产量G5=(G1×

(96%-3%)×2/106.15Kg=0.659×103Kg 氢气的产量：G6=G1×80%×

氧气的加入量：G7=（0.5×32×0.659×103）/2=5.273×103 Kg 乙苯剩余量：G1×（1－80%）=9.404×103Kg

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攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算 生成水G7=(0.659×103×18)/ 2Kg=5.931×103Kg

?×0.2% 甲苯的量：生成量+带入量=(G1×92×80%×3%)/106.15+G1=978.05+94.42=1072.47

?×0.14% 苯的量：生成量+带入量=(G1×78×80%×1%)/106.15+G1=276.41+66.10=342.51

进出脱氢反应器的物料衡算见表3.1。

表3.1进出脱氢反应器的物料衡算表（Kg/批）

输入

序号 1 2 3 4

总计

（2）冷凝油水分离阶段的物料衡算

物料名称 乙苯（99.6%） 水蒸汽 氧气 催化剂

74530 5273 365 127378

2 3 4 5 6 7 8 9 10 总计

质量Kg 序号 47210

1

输出 物料名称 乙苯（100%）水蒸汽 生成水蒸汽 苯乙烯 甲苯 苯 焦油 催化剂

乙烯 甲烷

质量Kg 9404 74530 5931 35430 1072.4 342.5 2.8 365 99.2 170.1 127378

脱氢结束后混合物温度很高，用冷凝器加以冷凝，除去水，温度必须控制在20℃左右，进出冷凝器的物料衡算见表3.2。

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攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算

表3.2 进出冷凝油水分离器的物料衡算表(Kg/批)

输入

序号 1 2

物料名称 甲烷 乙烯

质量Kg 170.1 99.2

燃料气排空

3 4 5 6 7 8 9 总计

乙苯（100%） 苯乙烯 甲苯 苯 焦油 水蒸汽 催化剂

35430 1072.4 342.5 2.8 80461 365 127378

无机层

总计

有机层

4 5 6 7 8 9

9404

3 序号 1 2

输出

物料名称 甲烷 乙烯

质量Kg 170.1 99.2

乙苯（100%） 苯乙烯 甲苯 苯 焦油 水蒸汽 催化剂

9404 35430 1072.4 342.5 2.8 80461 365 127378

（3）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：（9404+99.2+170.1+35430+1072.4+342.5+2.8）×0.3%=139.563Kg

表3.3粗馏塔的物料衡算表(Kg/批)

输入

序号 1 2 3 4 5 6 总计

输出

质量Kg 9404 35430 1072.4 342.5 2.8 139.563 46391

13

物料名称 乙苯（100%） 苯乙烯 甲苯 苯 焦油 阻聚剂

物料名称 乙苯

质量Kg 9404 1072.4 342.5 354.3 2.8 35075.7 139.563 46391.26

塔顶

甲苯 苯 苯乙烯 焦油

塔底 总计

苯乙烯 阻聚剂

攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算 （4）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3.4乙苯塔的物料衡算表

输入

序号 1 2 3 4 总计

物料名称 乙苯 甲苯 苯 苯乙烯

质量Kg 9404 1072.4 342.5 354.3 11164.2

塔底 总计 塔顶 序号

输出 物料名称 甲苯 苯 乙苯 苯乙烯

质量Kg 1072.4 342.5 9404 354.3 11164.2

（5）苯乙烯精馏塔的物料衡算

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3.5苯乙烯精馏塔的物料衡算表

输入

序号 1 2 3 总计

物料名称 焦油 苯乙烯 阻聚剂

质量Kg 2.8 35430 139.563

35572.36

塔底 总计 塔顶 序号

输出 物料名称 苯乙烯

质量Kg 35430

焦油 阻聚剂

2.8 139.563 35572.36

（6）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3.6苯乙烯精馏塔的物料衡算表

输入

序号 1 2

物料名称 苯 甲苯

质量Kg 1072.4 342.5

序号 塔顶 塔底

输出 物料名称

苯 甲苯

质量Kg 1072.4 342.5

14

攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算

总计

1414.9

总计

1414.9

3.1.4物料流程图

根据以上物料衡算，物料流程下图

乙苯 9404 苯乙烯 35430 乙苯 47210 水蒸汽 47530 氧气 5273 催化剂 365 甲苯 1072.4 苯 342.5 焦油 2.8 阻聚剂 139.563 乙苯 9404 甲苯 1072.4 苯 342.5 苯乙烯 乙苯塔 脱氢反应 冷凝分离 粗馏塔 苯∕甲苯 甲苯 1072.4 乙苯 9404 苯乙烯 35430 甲苯 1072.4 苯 342.5 焦油 2.8 水蒸汽 80461 催化剂 365 苯乙烯35430 焦油 2.8 苯 342.5 苯乙烯精馏塔 3.2 热量衡算

3.2.1 热量衡算[10-20]

按能量守恒定律“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

Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6 （式3—4）

式中： Q1—所处理的物料带入设备总的热量，KJ;

15

攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算

Q2—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“+”，冷却剂吸收热量为“-”），KJ;

Q3—过程的热效率，（符号规定过程放热为“+”；过程吸热为“-”） Q4—反应终了时物料的焓（输出反应器的物料的焓） Q5—设备部件所消耗的热量，KJ;

Q6—设备向四周散失的热量，又称热损失,KJ;

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，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℃。热量衡算式中各项计算 从 （式3—4）式中可得：

Q2 =Q 4+Q5+Q6-Q1-Q3 (式3—5)

式中各项可用以下计算方法 （1）Q1和Q4的计算

Q1和Q4均可以用下式计算：

Q=∑miciT1(T2)

式中： mi—反应物体系中组分I的质量，Kg;

ci—组分i在0—T℃)或KJ/(Kmol·℃); 时的平均比热容，KJ/(Kg*℃

T1(T2)—反应物系反应前后的温度，℃ Q1?[(m乙苯C乙苯?m水C水?m氧气C氧气）?373] =[(47210×1.738)+(47530×4.2)+(5273×3.5)]×373 =（82050.98+199626+18455.5）×373KJ =111949415KJ

Q4?[(m乙苯C乙苯?m苯乙烯C苯乙烯?m甲苯C甲苯?m苯C苯?m水C水）?333]

=[（9404×1.859）+（35430×1.555）+（978.05×1.834）+（276.41×3.5）

+(47530×4.2)]×333 KJ =91562633.95KJ （2）Q3的计算

Q3作为过程的热效率分为化学反应热效应和物理过程热效应，在这次反应中由于物理过程热效应较低，相比化学反应热效应可忽略不计，故过程热效应可由下式表示：

Q3?Qr?Qp

式中Qr—化学反应热效应，KJ；

16

攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算 Qp—物理过程热效应，KJ；(可忽略不计)Qr可通过标准化学反应热qro计算：

Q?(1000G/M)q0

rAAr式中 q0—标准化学反应热，KJ/mol；

rGA—参与化学反应的A物质质量，Kg； MA—A物质分子量。

00qr0??(qc)R??(qc)P

反应体系中各物质标准焓为：

乙苯（40.219J/mol） 苯（33.871 KJ/mol） 甲苯（18.029KJ/mol）

qr0=（33.871+18.029-40.219×10-3）KJ/mol=51.86KJ/mol Qr=Q3=(1000×35430/104.15)×51.86=17641860.78KJ （3）Q5的计算 Q 5=∑Micpi (T2—T1)

Mi——设备上i部件质量，kg；

cpi——设备上i部件比热容，kJ／(kg?℃) T1——设备各部件初温，℃； T2——设备各部件终温，℃。

由于未连续反应，初温和终温将相同，所以Q5=0 （4）Q6的计算

设备向四周散失的热量Q6可用下式计算：

Q6=∑A×α(Tw-T)θ×10-3

式中 A—设备散热面积（㎡）；

Tw—设备外表温度，℃； T—环境介质温度，℃； θ—操作过程持续时间（s）； α—对流传质系数，W/(㎡·℃)

当空气做自然对流，散热层表面温度为50～350℃时，

A?(8.??8?1?2?0.7?85?)?(7?.6??1 7.8?5)2??0.7?85?)?(50?.0?1?1220.?0??=104.926m2

60)W/(㎡·α=8+0.05Tw=(8+0.05×℃)=11W/(㎡·℃)

17

攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算

Q6=104.926×11×(100-25)×3×3600×10-3=934890.66KJ （5）热负荷Q2的计算

Q2=(Q4+Q5+Q6)-(Q1+Q3)=(91562633.95+0+934890.66)-(111949415+17641860.78) =-37093751.17

℃),则冷却水的用量 查手册得冷却水得cp为4.187KJ/(Kg·

G=Q/[cp(t出-t进)]=37093751.17/[4.187×（60-25）]=253121.916kg

3.2.2热量衡算表

由能量守恒定律Q1?Q2?Q3?Q4?Q5?Q6，能量衡算结果见表3.7

表3.7热量衡算表

输入

符号

Q1

输出

结果 KJ/h 111949415

符号

Q4

符号意义 所处理的物料带入设备总的热量 加热剂或冷却剂与设备和物料传

递的热量

符号意义 结果KJ/h

反应终了时物料的焓 91562633.95

Q2

-37093751.17

Q5

设备部件所消耗的热量

0

Q3

过程的热效率 17641860.78

Q6

物理过程热效应 934890.66

总计

92497524.61 92497524.61

18

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型

4 设备设计计算与选型

4.1 苯∕甲苯精馏塔的设计计算

4.1.1精馏塔的数据确定[10-15]

通过计算D=1.435kmol/h，

DxD??，设??98%可知原料液的处理量为FxFF=7.325kmol/h，由于每小时处理量很小，所以先储存在储罐里，等20小时后再精馏。故D=28.7komlh,F=146.5kmol/h,组分为xF?0.18,要求塔顶馏出液的组成为

xD?0.90,塔底釜液的组成为xW?0.01。设计条件如下：

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:≤0.7kPa；全塔压降:ET?52%。

4.1.2精馏塔的物料衡算

1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA?78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB?92.13kg/kmol

xF??F?0.274,xD?0.90,xW?0.01

2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.274×78.11+(1-0.274)×92.13=87.367kg/kmol

MD?0.9×78.11+(1-0.9)×92.13=79.512kg/kmol

MW?0.01×78.11+(1-0.01)×92.13=91.9898kg/kmol 3 物料衡算

原料处理量F=88.182kmol/h 总物料衡算88.182=D+W

苯物料衡算88.182×0.274=0.9×D+0.01×W 联立解得D=26.157kmol/h,W=62.025kmol/h

4.1.3塔板数的确定

1.理论板数NT的求取

19

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型 (1)相对挥发度的求取

苯的沸点为80.1℃，甲苯额沸点为110.63℃

① 当温度为80.1℃时，纯组分的饱和蒸汽压Po与温度的关系可表示为如下经验式：

lgPo?A-B t?CA、B、C为组分的安托因常数，由手册查得

1211.033olgpA?6.0355??2.006

80.1?220.791344.8olgpB?6.07954??1.591

80.1?219.482oo?101.34KPa，pB?38.96KPa。 解得pA② 当温度为110.63℃时

1211.033?2.376

110.63?220.791344.8olgpB?6.07954??2.006

110.63?219.482olgpA?6.0355?oo?237.95KPa，pB?101.34KPa。 解得pAopA则有??o，代入数据得：

pB ?1?101.3138.96?2.600 ?2?237.95101.34?2.348由于差别不是很大，则可取以下式计算

11?m?（?1??2）?（2.600?2.348）?2.474

22(2)最小回流比的求取

由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故xq?xF?0.274，根据相平衡方程有

yq?最小回流比为

?xq2.474?0.274??0.483

1?(??1)xq1?(2.474?1)?0.274Rmin?xD?yqyq?xq?0.900?0.483?1.995

0.483?0.274由经验式知回流比为最小回流比的1.2~2倍，这次设计取1.5，所以

20

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型

R?1.5Rmin?1.5?1.995?2.993

(3)精馏塔的气、液相负荷，在全凝器及泡点回流下

L?RD?2.993?26.157?78.283Kmol/h

V?L?D?(1?R)D?(1?2.993)?26.157?104.445Kmol/hL'?L?qF?78.283?88.182?166.465Kmol/h

V'?V?（1?q）F?104.445Kmol/h

(4)操作线方程

精馏段操作线方程 yn?1?提馏段操作线方程

WxwL?qFxm?L?qF?WL?qF?W78.283?88.18262.025?0.01?xm? 78.283?1?88.182?62.05278.283?1?88.182?62.052?1.594xm?0.006ym?1?Rx2.9930.900xn?D?xn??0.749x?0.225 R?1R?12.993?12.993?1两操作线交点横坐标为xF?(R?1)xF?(q?1)xD(2.993?1)?0.274??0.274

R?q2.993?1理论板计算过程如下：气液平衡方程y?ax2.474x?

1?(a?1)x1?1.474x变形有x?y

2.474?1.474y由y求的x,再将x带入平衡方程，以此类推

平衡馏段平衡馏段y1?xD?0.900?相???x1?0.784?精???y2?0.812?相???x2?0.636?精???y3?0.701平衡馏段平衡馏段平衡?相???x3?0.487?精???y4?0.590?相???x4?0.367?精???y5?0.500?相???馏段平衡x5?0.288?精???y6?0.0.441?相???x6?0.241x6?xF，第7块板上升的气相组成馏段操作方程计算馏段平衡馏段平衡x6?0.241?提???y7?0.378?相???x7?0.197?提???y8?0.309?相???x8?0.153馏段平衡馏段平衡馏段?提???y9?0.238?相???x9?0.112?提???y10?0.172?相???x10?0.078?提???平衡馏段平衡馏段y11?0.118?相???x11?0.051?提???y12?0.075?相???x12?0.032?提???平衡馏段平衡馏段y13?0.041?相???x13?0.017?提???y14?0.030?相???x14?0.0123?提???平衡y15?0.013?相???x15?0.006?xW?0.01总理论板数为15（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为5，第6块板为进料板。

21

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型

?tm????t1m?0.89?125.6?111.784℃

故S?QM376146336.9??7159.4m2 K?t470?111.784查化工原理上册得，选用TB∕4715-92,列管尺寸为直径19mm；管心距为25mm；管程数为1；管子总根数为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446.2m2，所以需要16个这样的换热器。

4.3 油水分离器

重力法脱除水中的油滴其基本原理是利用水与油的密度差,使含油污水中的油滴在设备中上浮而除去。

按照Stokes定律,油滴的脱除效率只与油滴粒径、油与水物性、处理量和浮升面积有关,而与浮升高度无关,这就是所谓的“浅池原理”。根据“浅池原理”即可以采用低浮升高度的多层板结构,以增大浮升面积,提高油滴脱除效率。而且由于多层板组当量直径的减小,可使液流在较大流量下保持层流状态,也有利于油滴的有效分离。但是，在一定的设备高度内，增加多层板层数、缩短板距，必然带来要固定多层板而需的结构上的复杂与困难。所以，一般多层板除油装置板距均较大，且不能十分保证水流分布均匀，其处理效率的提高及设备的紧凑化，就受到限制。另一种强化途径是，使含油污水中的细小油滴通过聚结床合并为大油滴，则能使脱油效率得到较大的提高，这就是油滴的聚结。但采用聚结技术，也有限制，即流速要在一定范围内，且不但需要另外的浮升分离空间，还需定期反洗，增加了投资和操作费用。

本高效油水分离器，正是将“浅池原理”和“聚结技术”结合起来，用特殊的内部分离构件和配置，保证了在一定设备容积内，可提供最大的油滴浮升面积，以及尽可能多的油滴聚结机会，并使得水中油滴在浮升中聚结，在聚结中浮升，且内部液流分布均匀，防止了液流的短路与沟流，故在较短的停留时间内，可获得较高的脱油效率。

高效油水分离器为一水平放置的卧式容器，主要由进水部分、出水部分、集油室和由斜通道波纹板构成的主体板组等构成，其结构特点为：

a.可以采用尽可能小的板距而无需固定支撑构件，从而在一定高度设备内，有更多的油滴浮升分离层，保证了在较短的停留时间内，可脱除较小的油滴，得到较高的脱油效率；

b.多层板组的当量直径较小，可在较大流速下，保持层流状态，避免了高处理量下湍流对油滴浮升所带来的不利影响；

32

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型

c.由于斜通道波纹板一正一反迭放的特殊配置方式，整个板组内形成相互连接的“之”字形通道，水流在三维方向上不断改变方向，这就为油滴之间的碰撞聚结和油滴与构件之间的勃附聚结，提供 了更多的机会，在整个板组中，油滴在浮升中聚结，在聚结中浮升，更进一步促进了脱油效率的提高；

d.由于板组“之”字形通道，也使板组内液流分布比较均匀，避免由于液流不均对脱油带来的不利影响；

e.固体悬浮物也有一定的脱除作用；

f.内构件可采用较薄的碳钢、铝、不锈钢或塑料制造，成本较低，制造、安装和维护清洗都很方便；

g.整个设备可以做成密闭式，可保证安全和防止二次污染。

4.4过热蒸汽炉[16]

过热蒸汽炉的设计依据是按《蒸汽锅炉安全技术监察规程》和《工业锅炉通用技术条件》的规定,并以“安全可靠、节能经济、保护环境、配套齐全、好用好造”为原则设计的。选用HS201或HS219。

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攀枝花学院本科毕业设计 5 设备一览表及公用工程

5 设备一览表及公用工程

5.1 设备[17-18]

年产50万吨苯乙烯需要的设备及其规格如表5.1所示：

表5.1 主要生产设备一览表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8

项目 过热蒸汽炉 脱氢反应器 氧化脱氢反应器

冷凝器 气体压缩机 油水分离机 甲苯与苯塔 动力泵

规格

选用HS201或HS219

选用标准 选用标准 G273I-16-5 选用标准 选择标准

筛板塔Z=10.0m，D=1.2m 2BA-6A型，流量20 m3/h

数量 1 2 1 1 1 1 1 8

注：另需配套管道阀门若干；100～150吨风冷水塔2个，作为冷却水循环使用装置。

5.2 公用工程规格

5.2.1 电

对输入的动力电源的要求：采用单回路电压为380伏，频率为50赫兹，允许波动范围±3%。电器设备对电源的要求： （1）对于电动机，使用380伏交流电。

（2）正常照明用220/380伏交流电，事故照明用220伏直流电。 （3）电器部分控制，信号及继电保护用220伏直流电。 （4）仪表电源用100伏和24伏。

34

攀枝花学院本科毕业设计 5 设备一览表及公用工程

5.2.2 冷却水

（1）温度：供水温度为常温，回水温度为进水温度+10℃

（2）压力：回水压力—对于循环冷却水要求回水能直接流到冷却塔顶，不另设接力泵，因此回水压力设为0.4MPa(G)。供水压力：考虑到回水压力加上热交换阻力和管道系阻力，因此取0.6MPa(G)。

（3）污垢系数：根据水质处理费用和热交换费用，决定污垢系数为0.000145h·℃（m2·）KJ。

5.2.3 加热蒸汽

根据生产需要决定蒸汽压力和温度，蒸汽压力取低压0.4MPa(G),进反应器 温度为600℃，出反应器温度为100℃。

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攀枝花学院本科毕业设计 6 车间布置设计

6 车间布置设计

6.1 车间布置设计重要性

车间布置设计是从理论走向生产的重要一环，其中要进行各种管路和各种附加设备的布置，详细情况请见图纸。

车间布置的主要内容包括确定各工艺设备在车间的平面和立面位置以及设备的空间方位，确定车间内主要道路及通道的位置，确定各种管道、管线的位置和走向。一个好的设备布置方案应做到经济合理、操作方便、符合安全生产的要求、设备排列整齐美观。总体布局主要应该满足生产、安全、发展三个方面的要求

6.2 车间生产要求

总体布局首先要求保证直径和简捷的生产作业线，尽可能避免交叉和迂回，使各种物料的输送距离为最小。同时将水、电、汽耗量大的车间尽量集中，形成负荷中心，并使其与供应来源靠近，使水、电、汽输送距离为最小。

车间总体布局还应使人流和货流的交通路线径直和简捷，避免交叉和重叠。

6.3 车间安全要求

化工生产车间具有易燃、易爆、有毒的特点，车间应充分考虑安全布局、严 格遵守防火、卫生等安全规范和标准的有关规定，重点是防止火灾和爆炸的发生。

6.4 车间发展要求

车间布置要求有较大的弹性，对于生产车间的发展变化有较大的适应性。也就是说，随着工厂不断的发展变化，车间的不断扩大，车间的生产布局和安全布局方面仍能保持合理的布置。

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