苯乙烯生产工艺设计

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

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 " three wastes" treatment and safety matters . Throughout the design to achieve the desired requirements to complete the design of various processes .

Keywords Styrene，Process calculation，equipment selection

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)

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)

1 绪论

1.1 苯乙烯的性质和用途

苯乙烯，分子式88H C ，结构式256CH CH H C ,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。

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。

图1.1Lummus 的SMART 乙苯脱氢工艺流程图

水

气体压缩机

油水分离器

循环乙苯

粗馏塔 乙苯塔

苯乙烯 精馏塔

焦油

甲苯

苯

苯乙

阻聚剂

燃料气

蒸汽

氧化脱氢反应

氧气+蒸

汽

脱氢反应器

过热蒸汽炉

蒸汽

乙苯

表1.1“SMART”与Classic比较

反应条件和结果Classic “SMART”工艺

苯乙烯选择性∕% 95.6 95.6

乙苯转化率∕% 69.8 85

水比 1.7 1.3

蒸汽∕苯乙烯∕t∕t 2.3 1.3

燃烧油∕苯乙烯∕kg∕t 114.0 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AlCl法有污染、腐蚀和需要氯资源的特点；缺点是流程长、投资大，对原克服了3

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

德士古化学。

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）

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。

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 ）：

水

气体压缩机

油水分离器

循环乙苯

粗馏塔 乙苯塔

苯乙烯 精馏塔

焦油

甲苯

苯

苯乙

阻聚剂

燃料气

蒸汽

氧化脱氢反应器

氧气+蒸汽

脱氢反应器

过热蒸汽炉 蒸汽

乙苯

2

256C 600-500,5256O

H CH CH H C H C H C +=?????→←，

催化剂 m o l H C

O

/kJ 125600=? 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：

42665256H C H C H C H C +→ 乙苯 苯 乙烯

425625256CH CH H C H H C H C +→+ 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。

626625256H C H C H H C H C +→+

2525658H C H C H C +→ 222525621816H CO O H H C H C +→+

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：

2222H CO O H C +→+

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。

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：2

56CH CH H C

2.3.2 原料

化学名称：乙苯 结构式：3

256CH CH H C

分 子 量：106.16 沸 点：136.2℃ 折光指数：1.4959（25℃） 密 度：0.8671g/cm 3

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，

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kg 10333.85?苯乙烯，每小时生产能力为kg 10472.34?这样的规模采用连续操作是比较合理的。

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），反应温度为580℃，反应器进口温度630℃,乙苯总转化率为80%，各反应选择性分别为：(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。

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出+∑G损+∑G积

∑G

进=

∑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

—系统中积累量。

积

（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。每天产苯乙烯：G8=8.333×105Kg(折算为100%)

每小时产苯乙烯：G h=3.4721×104Kg

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

1

G‘2=(7.053×104/0.95)Kg=7.453×104Kg

杂质：G3=（4.721-4.702）×104Kg+(7.081-7.053) ×104Kg=0.470×103Kg

催化剂的量：G4=(4.721+7.453) ×104×0.3%Kg=0.365×103Kg

2）脱氢过程计算

转化率为：80%

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

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

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

生成水G7=(0.659×103×18)/ 2Kg=5.931×103Kg

甲苯的量：生成量+带入量=(G1×92×80%×3%)/106.15+

G'×0.2%

1

=978.05+94.42=1072.47

苯的量：生成量+带入量=(G1×78×80%×1%)/106.15+

G'×0.14%

1

=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）

输入输出

序号物料名称质量Kg 序号物料名称质量Kg

47210 1 乙苯（100%）9404

1 乙苯

（99.6%）

2 水蒸汽74530 2 水蒸汽74530

3 氧气5273 3 生成水蒸汽5931

4 催化剂36

5 4 苯乙烯35430

5 甲苯1072.4

6 苯342.5

7 焦油 2.8

8 催化剂365

9 乙烯99.2

10 甲烷170.1

总计127378 总计127378

（2）冷凝油水分离阶段的物料衡算

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。

表3.2 进出冷凝油水分离器的物料衡算表(Kg/批)

输入输出

序号物料名称质量Kg 序号物料名称质量Kg

1 甲烷170.1

燃料气

排空1 甲烷170.1

2 乙烯99.2 2 乙烯99.2

3 乙苯

（100%）

9404

有机层3 乙苯

（100%）

9404

4 苯乙烯35430 4 苯乙烯35430

5 甲苯1072.4 5 甲苯1072.4

6 苯342.5 6 苯342.5

7 焦油 2.8 7 焦油 2.8

8 水蒸汽80461

无机层8 水蒸汽80461

9 催化剂365 9 催化剂365

总计127378总计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)

输入输出

序号物料名称质量Kg 物料名称质量Kg

1 乙苯

（100%）9404

塔顶

乙苯9404

2 苯乙烯35430 甲苯1072.4

3 甲苯1072.

4 苯342.5

苯乙烯354.3

4 苯342.5

塔底焦油 2.8

5 焦油 2.8 苯乙烯35075.7

6 阻聚剂139.563 阻聚剂139.563 总计46391 总计46391.26

（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

输入输出

序号物料名称质量Kg 序号物料名称质量Kg

1 乙苯9404

塔顶甲苯1072.4

2 甲苯1072.4 苯342.5

3 苯342.5

4 苯乙烯

354.3 塔底

乙苯9404

苯乙烯

354.3

总计11164.2 总计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

输入输出

序号物料名称质量Kg 序号物料名称质量Kg

1 焦油 2.8

塔顶苯乙烯35430

2 苯乙烯35430

3 阻聚剂139.563

塔底

焦油 2.8 阻聚剂139.563

总计35572.36 总计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

输入输出

序号物料名称质量Kg 序号物料名称质量Kg

1 苯1072.4 塔顶苯1072.4

2 甲苯342.5 塔底甲苯342.5

3.1.4物料流程图

根据以上物料衡算，物料流程下图

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

Q 1+Q 2+Q 3=Q 4+Q 5+Q 6 （式3—4）

式中： Q 1—所处理的物料带入设备总的热量，KJ;

总计

1414.9

总计

1414.9

苯乙烯35430 焦油 2.8

乙苯塔

苯乙烯精馏

塔

粗馏塔

冷凝分离

脱氢反应

乙苯 47210 水蒸汽 47530 氧气 5273 催化剂 365

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

乙苯 9404 苯乙烯 35430

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

苯∕甲苯

甲苯 1072.4

苯 342.5

Q 2—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;

Q 3—过程的热效率，（符号规定过程放热为“+”；过程吸热为“-”） Q 4—反应终了时物料的焓（输出反应器的物料的焓） Q 5—设备部件所消耗的热量，KJ;

Q 6—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：

Q 2 =Q 4+Q 5+Q 6-Q 1-Q 3 (式3—5)

式中各项可用以下计算方法 （1）Q 1和Q 4的计算

Q 1和Q 4均可以用下式计算：

Q=∑m i c i T 1(T 2)

式中： m i —反应物体系中组分I 的质量，Kg;

c i —组分i 在0—T ℃时的平均比热容，KJ/(Kg*℃

)或KJ/(Kmol·℃); T 1(T 2)—反应物系反应前后的温度，℃ ]373m m [(m Q 1?++=）氧气氧气水水乙苯乙苯C C C =[(47210×1.738)+(47530×4.2)+(5273×3.5)]×373 =（82050.98+199626+18455.5）×373KJ =111949415KJ

]333C m m m m [(m Q 4?++++=）水水苯苯甲苯甲苯苯乙烯苯乙烯乙苯乙苯C C C C

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

+(47530×4.2)]×333 KJ =91562633.95KJ （2）Q 3的计算

Q 3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：

3r p Q Q Q =+

式中Q r —化学反应热效应，KJ ；