年产30万吨苯乙烯车间粗苯乙烯精馏
工段的工艺设计
The Process Design of Distillation section of Thick Styrene for Annual Output 300000 Tons
of Styrene Workshop
目录
摘要............................................................ I Abstract.............................................................. I I 引言. (1)
第1章苯乙烯生产工艺简介 (1)
1.1乙苯催化脱氢工艺 (1)
1.2乙苯氧化脱氢法 (2)
1.3环氧丙烷-苯乙烯联产法 (3)
1.4热解汽油抽提蒸馏回收法 (3)
1.5丁二烯合成法 (4)
1.6其它生产方法 (5)
第2章世界苯乙烯的生产和发展前景 (5)
2.1世界供需分析及预测 (5)
2.2国内外苯乙烯生产与发展状况 (8)
2.2.1国内生产企业供应分析 (8)
2.2.2产品供需现状及预测 (8)
第3章生产工艺的反应历程 (9)
3.1生产工艺的反应历程 (9)
3.2生产过程 (9)
3.3精馏原理及目的 (10)
3.4生产方法 (10)
3.5生产控制参数及具体操作 (12)
第4章工艺计算 (12)
4.1生产能力的计算 (12)
4.2质量守恒定律 (13)
4.3苯乙烯精馏塔的物料衡算 (13)
4.3.1 投料量计算 (13)
4.3.2 脱氢过程的计算 (13)
4.3.3进出脱氢反应器的物料衡算 (14)
4.3.4冷凝油水分离阶段的物料衡算 (15)
4.3.5 粗馏塔的物料衡算 (15)
4.3.6乙苯塔的物料衡算表 (16)
4.3.7 苯乙烯精馏塔的物料衡算 (16)
4.3.8 苯∕甲苯的物料衡算 (15)
第5章热量衡算 (17)
5.1能量守恒定律 (17)
5.2热量计算 (17)
5.3过程效应热的计算 (18)
5.4热量衡算表 (19)
第6章设备设计计算与选型 (21)
6.1苯乙烯精馏塔的设计计算 (21)
6.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (21)
6.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (21)
6.1.3 物料衡算 (21)
6.2塔板数的确定 (21)
6.2.1 理论板层数的求取 (21)
6.2.2求精馏塔的气、液相负荷 (23)
6.3精馏塔的工艺尺寸及有关物性数据的计算 (24)
6.3.1操作压力计算 (24)
6.3.2操作温度计算 (24)
6.3.3平均摩尔质量计算 (25)
6.3.4塔顶液相平均密度的计算 (25)
6.3.5液体平均表面张力计算 (26)
6.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (26)
6.4.1塔径的计算 (26)
6.4.2 精馏塔有效高度的计算 (27)
6.5塔板主要工艺尺寸的计算 (28)
6.5.1 溢流装置计算 (28)
6.5.2塔板布置 (30)
6.6筛板的流体力学验算 (31)
6.6.1 塔板压降 (31)
6.6.2 液面落差 (32)
6.6.3 液沫夹带 (32)
6.6.4 漏液 (32)
6.6.5 液泛 (32)
第7章精馏塔工艺参数汇总 (33)
结论 (35)
致谢.......................................... 错误！未定义书签。参考文献 (36)
附录 (36)
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
Workshop
Abstract: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 section 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 bottom. Based on the laws of thermodynamics, heat balance every equipment．And in view of the design requirements and the theory of equipment, caculate the size．So as to make the equipment up to the design requirements, then achieve the process conditions.
Key words:styrene ；ethylbenzene dehydrogenation ；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：C
6H
5
C
2
H
3
，分子量104.15，常温
下苯乙烯是有辛辣味无色油状液体，易燃.密度901.9kg/m3，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物，其爆炸范围为1.1～6.01%（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：1．PS（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）；3．AS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Styromax-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 Technology，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，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%。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γ-沸石上的铜为催化剂，反应于1.8MPa和100℃下，在装有催化剂的固定床上进行，丁二烯转化率为90%，4-乙烯基环己烯（4-VCH）的选择性接近100%。之后的氧化脱氢采用以氧化铝为载体的锡/锑催化剂，在气相中进行。在1个月的运转期内，催化剂活性下降了一半，此时在催化剂床上通入氧气使其再生。该反应在0.6MPa和400℃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，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年全球苯乙烯消费分配数据统计，消费用途为：聚苯乙烯61%、SBR4%、SBS6%、ABS／SAN14%、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(Badg—er)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PO／SM装置于2003年投产，可以生产285kt／a 环氧丙烷(PO)和640kt／a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25kt／a苯乙烯和75kt／a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，2003—2007年全球苯乙烯消费年平均增幅为4.3%，略高于1997—2002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 全球苯乙烯的需求量
地区
2000
年 2001
年
2002
年
2003
年
2006
年
2011
年
需求北美／南美 5.824 5.402 5.696 6.001 7.52 8.89 欧洲 5.612 5.303 5.563 5.642 6.11 6.48 中东0.348 0.351 0.368 0.374 0.5 0.71
亚洲9.208 9.553 9.919 10.516 11.8 13.8 全球需求合计20.992 20.609 21.546 22.533 25.93 29.88 需求增长幅度，％-1.8 4.5 4.6 4.8 2.9
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
生产能
力
北美／南美7.32 7.275 7.316 7.427 8.63 9.23 欧洲 6.116 6.111 6.151 6.401 7.18 7.37 中东0.945 1.195 1.195 1.195 2.99 3.35 亚洲8.869 8.914 9.303 9.608 11.29 12.8 全球生产能力合计23.25 23.495 23.965 24.631 30.09 32.75 生产能力增长幅
度，％
1.1 2
2.8 6.9 1.7
开工率，％90 88 90 91 86 91
从表中可以看出，在2000—2003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。2004—2008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
2.2.1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20kt／a苯乙烯装置。80年代以前，国内苯乙烯生产基本上没有任何发展，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1Mt／a，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.
2.2.2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500kt／a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560kt／a， 2005年第四季度投产；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400kt／a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，2001—2007 年，由220万吨增加到548 万吨，7 年累计科、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。2006年国内苯乙烯的总生产能力达到约2.50Mt，以88%的开工率计算，产量将达到2.20Mt，2011年生产能力达到约3.60Mt[8]。我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，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
3.1生产工艺的反应历程
反应方程式
催化剂
C 2H 5 CH=CH 2 + H 2
500～600℃ 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； 42665256H C H C H C H C +→
425625256CH CH H C H H C H C +→+
626625256H C H C H H C H C +→+
222525621816H CO O H H C H C +→+
为了减少在催化剂上的结炭，需要在反应器中进料中加入高温水蒸气，从而发生下述反应：
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=2～3:1（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. 3.2生产过程
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。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，α）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（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，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)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
1.投料配比及转化率
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。
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；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
浮阀塔设计示例 设计条件 拟建一浮阀塔用以分离某种液体混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试按下述条件进行浮阀塔的设计计算。 气相流量V s = 1.27m3/s；液相流量L s = 0.01m3/s； 气相密度ρV = 3.62kg/m3；液相密度ρL = 734kg/m3； 混合液表面张力σ= 16.3mN/m，平均操作压强p = 1.013×105Pa。 设计计算过程 （一）塔径 欲求出塔径应先计算出适宜空塔速度。适宜空塔速度u一般为最大允许气速u F的0.6～0.8倍 即： u＝（0.6～0.8）u F 式中C可由史密斯关联图查得，液气动能参数为： 取板间距H T =0.6m，板上液层高度h L =0.083m，图中的参变量值H T-h L=0.6-0.083 =0.517m。根据以上数值由图可得液相表面张力为20mN/m时的负荷系数C20=0.1。由所给出的工艺条件校正得： 最大允许气速： 取安全系数为0.7，则适宜空塔速度为：
由下式计算塔径： 按标准塔径尺寸圆整，取D = 1.4m； 实际塔截面积： 实际空塔速度： 安全系数：在0.6～0.8范围间，合适。 （二）溢流装置 选用单流型降液管，不设进口堰。 1）降液管尺寸 取溢流堰长l w=0.7D，即l w/D=0.7，由弓形降液管的结构参数图查得：A f/A T=0.09,W d/D=0.15 因此：弓形降液管所占面积:A f=0.09×1.54=0.139(m2) 弓形降液管宽度:W d=0.15×1.4=0.21(m2) 验算液体在降液管的停留时间θ， 由于停留时间θ＞5s，合适。 2）溢流堰尺寸 由以上设计数据可求出： 溢流堰长 l w=0.7×1.4=0.98m 采用平直堰，堰上液层高度可依下式计算，式中E近似取1，即
C8苯乙烯抽提工艺（1）工艺流程总框图 （2）C8切割单元 1.原料组成 C8切割 单元 苯乙炔加氢 单元 抽提蒸馏 单元 苯乙烯精制 单元混合C8C9原料 C8馏分 C9馏分去C9树脂厂 粗苯乙烯 广东新华粤石化股份有限公司苯乙烯装置工艺流程框图 加氢C8馏分苯乙烯产品去罐区来自乙烯厂 C8抽余油返乙烯厂
2.工艺流程 3.质量要求 4.操作指标 5.操作难点
（3）苯乙炔加氢单元 1. 原料要求 2.工艺流程 3.质量要求 C8加氢油中苯乙炔含量＜30PPm 4.操作指标 （4）苯乙烯抽提蒸馏单元1.抽提蒸馏单元工艺流程总框图
2.原料组成 抽提蒸馏塔(T-301) C8原料贫溶剂 溶剂回收塔(T-302) 富溶剂 （溶剂+苯乙烯） 粗苯乙烯去脱色单元 溶剂再生塔(T-303) 溶剂+水蒸汽 抽余油水洗塔(T-304) 抽余油 水汽提塔(T-305) 洗涤水(含微量油) 塔顶罐集水槽水(含微溶剂、C8芳烃) 去除焦系统 塔顶罐集水槽水(含微量苯乙烯) 洗涤后的水(含微量溶剂、油) 含溶剂水(浓缩) 自产蒸汽 抽余油去罐区
●由C8馏分组成表，可知其的主要组分有： ?乙苯(136℃) ?对二甲苯(138.4℃) ?间二甲苯(139.1℃) ?邻二甲苯(144.4℃) ?苯乙烯(145.15℃) ●苯乙烯和邻二甲苯的沸点差只有0.75℃ ●因此一般蒸馏不能把苯乙烯从C8 组分中分离出来。 3.抽提蒸馏(萃取精馏)原理 利用环丁砜复合溶剂对不饱和的烯烃族有极强的亲和力，从而使苯乙烯与二甲苯和乙苯相比较，具有低的挥发性。基于这种特性，苯乙烯在抽提蒸馏(萃取精馏)塔中被分离出来。 4.C8苯乙烯抽提蒸馏单元主要设备 ●抽提蒸馏塔(T-301) ●溶剂回收塔(T-302) ●溶剂再生塔(T-303) ●抽余油反萃塔(T-304) ●水汽提塔(T-305) 5.抽提蒸馏塔(T-301) ●该塔是利用溶剂分离苯乙烯和C8芳烃的主要设备。 ●抽提蒸馏塔(T-301)可划分为三部分： A、溶剂回收段：塔的顶段（溶剂进料口以上） B、抽提精馏段：塔的中段（C8馏分进料口与溶剂进料口之间） C、苯乙烯提浓段：塔的下段（C8馏分进料口以下） ●抽提蒸馏塔(T-301)可划分为三部分： 贫溶剂C8溶剂回收段抽提精馏段苯乙烯提浓段
摘要 近年来，二甲醚已成为国际石油替代途径与新型二次能源的热点课题，引起各国关注与重视。 二甲醚的制备主要有甲醇脱水法和合成气一步法两种。与传统的甲醇合成二甲醚相比，一步法合成二甲醚工艺经济更加合理，在市场更具有竞争力，正在走向工业化。目前，制取二甲醚的最新技术是从合成气直接制取，相比较甲醇脱水制二甲醚而言，一步法合成二甲醚因为体系存在有未反应完的合成气以及二氧化碳，要得到纯度较高的二甲醚，分离过程比较复杂。开发中的分离工艺主要采用吸收和精馏等化工单元操作过程得到纯度较高的二甲醚产品。本设计主要针对分离中的精馏工序进行工艺设计，分离二甲醚、甲醇和水三元体系。精馏塔采用浮阀塔，塔顶冷凝装置采用全凝器，用来准确控制回流比；塔底采用水蒸气蒸汽加热，以提供足够的热量。通过计算得出理论板数，塔效率，实际板数，进料位置，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径，有效塔高，筛孔数。通过筛板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 关键词：二甲醚分离三元体系精馏
Annual output of 30,000 tons of dimethyl ether distillation section in the design of separation device ABSTRACT In recent years, DME has become an alternative channel of international oil and new secondary energy and hot topics, That aroused national concern and attention. Preparation of dimethyl ether mainly methanol dehydration and One-step synthesis. With the traditional methanol synthesis compared to synthesis of dimethyl ether, one-step synthesis of dimethyl ether process more rational economy, more competitive in the market and it is moving towards industrialization. Currently, synthesis gas to dimethyl ether is the latest technology Preparation of dimethyl ether. Compared with methanol dehydration, system of direct synthesis of DME as the existence of unreacted synthesis gas and carbon dioxide finished. If it want to get high purity dimethyl ether, more complicated separation process. Developed mainly in the separation process such as chemical absorption and distillation unit operation in the process of dimethyl ether with higher purity product. This design aimed at separating the distillation process for process design, separation of dimethyl ether, methanol and water ternary system. Design of distillation towers used valve. Use the whole top of the tower condenser cooling device used to accurately control the reflux ratio. Bottom of the column of steam heating by steam to provide sufficient heat. Obtained by calculating the number of theoretical plates, tower efficiency, the actual plate number, feed location. The main tower in the plate design and calculation of process dimensions derived column diameter, the effective tower, sieve number. Checking through the sieve of fluid mechanics, to prove that the indicator data are in line with standards to ensure the smooth progress of distillation process and to improve efficiency as much as possible Keywords: DME separate ternary system distillation
第1章 引言 1.1 苯乙烯的性质和用途 苯乙烯，分子式 8 8H C ，结构式 2 56CH 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。 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1.1～6.01%（体积分数）。 苯乙烯（SM ）具有乙烯基烯烃的性质，反应性能极强，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2150～2250万吨。
齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 题目苯—甲苯精馏 学院食品与生物工程学院 专业班级食工145 学生姓名鲁聿 指导教师佟白 成绩 2016 年11 月23 日
摘要 本次课程设计是利用板式精馏塔分离苯-甲苯，采取连续精馏已得到纯度较高的馏出物，根据已给出的设计条件，我们操作条件选取了泡点进料，操作压力选为4Kpa，具体设备选取筛板塔，筛板塔具有结构简单，造价低，效率高等优点，但易堵塞，不宜处理粘性大、脏的和带固体粒子的料液。设计过程中根据要求对精馏塔的结构尺寸进行了准确计算和相关流体力学校核，以及接管尺寸的计算，绘制出了装配图。 工业上对塔设备的主要要求: (１) 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。(２) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(３) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(６) 塔内的滞留量要小。 实际上,任何塔设备都难以满足上述要求,因此,设计者应根据塔型特点,物系性质,生产工艺条件,操作方式,设备投资.操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次,综合考虑,选择适宜的塔型。 关键词：苯甲苯分离过程：精馏塔
Abstract This course is designed for separation of benzene and methylbenzene by distillation column, taking distillate continuous distillation has high purity, according to the design conditions have been given, we select the operating conditions of bubble point feed operation pressure is 4Kpa, the specific equipment selection of sieve plate tower, plate tower has the advantages of simple structure, low cost, efficiency the advantages, but not easy to be blocked, the viscous, dirty and solid particles of liquid. According to the requirements of the design process, the structure size of the distillation column was calculated and correlated with the fluid mechanics and the calculation of the nozzle size.The main requirements of tower equipment industry: (1) gas (steam), liquid processing capacity, production capacity is large, still without entrainment, a liquid blocking or flooding damage operation phenomenon. (2) the operation stability, flexibility, i.e. when the tower equipment gas (steam), liquid loading of a wide range of changes, still can stabilize the operation in the mass transfer efficiency under the conditions of high reliability and should ensure long-term continuous operation must have the.(3) the fluid flow resistance is small, the fluid flow through the device of the small pressure drop, which will greatly reduce the power consumption, thereby reducing operating costs. For vacuum distillation operation, too much pressure drop will make the entire system can not maintain the necessary vacuum degree, the ultimate failure of the operation of the system. (4) the structure is simple, the material consumption is small, and the manufacture and installation are easy. (5) corrosion resistance and not easy to plug, convenient operation, adjustment and maintenance. (6) retention tower to be small.
设计任务书 设计题目： 苯－甲苯连续精馏浮阀塔设计 设计条件： 常压： 1p atm = 处理量： 100Kmol h 进料组成： 0.45f x = 馏出液组成： 98.0=d x 釜液组成： 02.0=w x （以上均为摩尔分率） 塔顶全凝器： 泡点回流 回流比： min (1.1 2.0)R R =- 加料状态： 0.96q = 单板压降： 0.7a kp ≤ 设 计 要 求 ： (1) 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。 (2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。 (3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。
目录 摘要 ........................................................................................................................................................................... I 绪论 (1) 设计方案的选择和论证 (3) 第一章塔板的工艺计算 (5) 1.1基础物性数据 (5) 1.2精馏塔全塔物料衡算 (5) 1.2.1已知条件 (5) 1.2.2物料衡算 (5) 1.2.3平衡线方程的确定 (6) 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 (7) 1.2.5操作线方程 (7) 1.2.6用逐板法算理论板数 (7) 1.2.7实际板数的求取 (8) 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9) 1.3.1进料温度的计算 (9) 1.3.2操作压力的计算 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 1.3.3平均摩尔质量的计算 (9) 1.3.4平均密度计算 (10) 1.3.5液体平均表面力计算 (11) 1.3.6液体平均粘度计算 (12) 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (12) 1.4.1塔径的计算 (12) 1.4.2精馏塔有效高度的计算 (14) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (14) 1.5.1溢流装置计算 (14) 1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (15) 1.7塔板流体力学验算 (16) 1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降h f (16) 1.7.2计算降液管中清夜层高度Hd (17) 1.7.3计算雾沫夹带量e V (18) 1.8塔板负荷性能图 (19) 1.8.1雾沫夹带线 (19) 1.8.2液泛线 (19) 1.8.3 液相负荷上限线 (21) 1.8.4漏液线 (21) 1.8.5液相负荷下限线 (21) 1.9小结 (22) 第二章热量衡算 (23) 2.1相关介质的选择 (23) 2.1.1加热介质的选择 (23) 2.1.2冷凝剂 (23) 2.2热量衡算 (23) 第三章辅助设备 (28)
(此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！) 毕业设计 20万吨年乙苯脱氢制苯乙烯装置工艺设计 摘要 苯乙烯是最重要的基本有机化工原料之一。本文介绍了国内外苯乙烯的现状及发展概况，苯乙烯反应的工艺条件，乙苯脱氢制苯乙烯催化剂，苯乙烯的生产方法和生产工艺。 本设计以年处理量20万吨乙苯为生产目标，采用乙苯三段催化脱氢制苯乙烯的工艺方法，对整个工段进行工艺设计和设备选型。根据设计任务书的要求对整个工艺流程进行了物料衡算，并利用流程设计模拟软件Aspen Plus对整个工艺流程进行了全流程模拟计算，选用适宜的操作单元模块和热力学方法，建立过程模型进行稳态模拟计算并绘制了带控制点的工艺流程图。在设计过程中对整个工艺流程进行了简化计算，将整个流程分为了反应和精馏分离两个部分，利用计算机模拟计算结果对整个工艺流程进行了模拟优化，并确定了整套装置的主要工艺尺寸。 由于本设计方案使用计算机过程模拟软件Aspen Plus进行仿真设计，减少了实际设计中的大量费用，对现有工艺进行改进及最优综合具有重要的实际意义。 关键词：乙苯，苯乙烯，脱氢，Aspen Plus，模拟优化
Abstract Styrene Monomer（SM）is one of the most important organic chemicals. This article describes the present situation and development of styrene at conditions, catalyst for ethylbenzene dehydrogenation to styrene, styrene production methods and production processes. This design is based on the annual targets, ethylbenzene three-stage dehydrogenation using styrene in the process, the entire section in the process design and equipment selection. According to the requirements of the design of the mission statement of the entire process the material balance, process design simulation software Aspen Plus simulation of the whole process of the entire process, choose the appropriate operating unit module and thermodynamic methods, process model for steady-state simulation and draw the P&ID diagram. The entire process in the design process, simplify the calculation, the whole process is divided into reaction and distillation to separate the two parts, the use of computer simulation results on the entire process flow simulation and optimization, and determine the size of the main process of the entire device . This design using computer simulation software Aspen Plus simulation designed to reduce the substantial costs of the actual design, to improve the existing process and optimal synthesis ，Aspen Plus，Simulation and optimization
淮海工学院专业设计报告书 题目： 50000吨/年炼厂液化气分离 工艺初步设计 系（院）：化学工程学院 专业：化学工程与工艺 班级： 姓名： 学号： 2013年12月20 日
设计任务书 班级：姓名：学号： 一、设计题目： 50000吨/年炼厂液化气分离工艺设计。 二、设计条件： 液化石油气 组分 wt% 乙烷 0.31 乙烯 0.02 丙烯 35.58 丙烷 8.46 正丁烷 7.51 异丁烷 14.66 异丁烯 12.08 丁烯-1 5.01 反丁烯-2 9.81 顺丁烯-2 6.55 异戊烷 0.01 总硫量 20~50ppm 水分饱和水 合计 100 丙烯： 分子式： C 3H 6 熔点(℃)： -191.2 沸点(℃)： -47.72 相对密度(水=1)： 0.5 相对蒸气密度(空气=1)： 1.48 饱和蒸气压(kPa)： 602.88(0℃) 性能： 主要成分：乙烯、乙烷、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。 外观与性状：无色气体或黄棕色油状液体, 有特殊臭味。 闪点(℃)： -74 引燃温度(℃)： 426～537 爆炸上限%(V/V)： 33 爆炸下限%(V/V)： 5 健康危害：本品有麻醉作用。急性中毒：有头晕、头痛、兴奋或嗜睡、恶心、呕吐、脉缓等；重症者可突然倒下，尿失禁，意识丧失，甚至呼吸停止。可致皮肤冻伤。慢
性影响：长期接触低浓度者，可出现头痛、头晕、睡眠不佳、易疲劳、情绪不稳以及植物神经功能紊乱等。 环境危害：对环境有危害，对水体、土壤和大气可造成污染。 燃爆危险：本品易燃，具麻醉性。 危险特性：极易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物。遇热源和明火有燃烧爆炸的危险。与氟、氯等接触会发生剧烈的化学反应。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。 特点： ①污染少。②发热量高。③易于运输。④压力稳定。⑤储存设备简单，供应方式灵活。
化工原理课程设计 设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计 化工原理课程设计任务书 ?设计任务 分离含苯35% ，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得单体溶液的浓度不低于97% 。（以上均为质量分率） 物料处理量：20000吨/年。（按300天/年计） 物料温度为常温（可按20℃计）。 ?设计内容 设计一常压下连续操作的板式精镏塔，设计内容应包含： 方案选择和流程设计； 工艺计算（物料、热量衡算，操作方式和条件确定等），主要设备的工艺尺寸计算（塔高、塔径）； 主体设备设计，塔板选型和布置，流体力学性能校核，操作负荷性能图，附属设备选型； 绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图； （设计图纸可手工绘制或CAD绘图） ?计算机辅助计算要求 物性计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序；
②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。 气液相平衡计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序； ②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。 精馏塔计算 ①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序； ②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。 采用上述程序对设计题目进行计算 ?报告要求 设计结束，每人需提交设计说明书（报告）一份，说明书格式应符合毕业论文撰写规范，其内容应包括：设计任务书、前言、章节内容，对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明，必要时可附程序清单；说明书中各种表格一律采用三线表，若需图线一律采用坐标纸（或计算机）绘制；引用数据和计算公式须注明出处（加引文号），并附参考文献表。说明书前后应有目录、符号表；说明书可作封面设计，版本一律为十六开(或 A4幅面)。 摘要 化工生产和现在生活密切相关，人类的生活离不开各色各样的化工产品。设计化工单元操作，一方面综合了化学，物理，化工原理等相关理论知识，根据课程任务设计优化流程和工艺，另一方面也要结合计算机等辅助设备和机械制图等软件对数据和图形进行处理。 本次设计旨在分离苯和甲苯混合物，苯和甲苯化学性质相同，可按理想物系处理。通过所学的化工原理理论知识，根据物系物理化学特性及热力学参数，对精馏装置进行选型和优化，对于设备的直径，高度，操作条件（温度、压力、流量、组成等）对其生产效果，如产量、质量、消耗、操作费用
三苯精馏分离工艺设计 “三苯”（焦油苯）精馏分分离工艺的国内外生产（技术）工艺现状： 据统计，1997年全球甲苯生产能力为1690万吨/年，同时消费1297万吨/年。2003年生产能力和需求量分别达1870万吨/年和1480万吨。我国1997年甲苯产量40.5万吨，同年消费量为79.5万吨。2000年甲苯生产能力上升到60万吨/年。2000年全球领二甲苯生产能力达到400万吨，我国2000年生产能力超过50万吨，从2000年到2005年全球领二甲苯需求的平均增长率约占4.2%。 我国粗笨精制加工企业有40多加，年加工能力70万吨左右。其缺点是单套加工能力小，工艺落后，产品纯度低，能耗高及污染严重，这些都是分散加工的原因造成的。 多年来，粗笨精制产品大幅度增产，但是在市场上供应缺口很大，仍然是短线产品。1998年中国纯苯消费量为141万吨，实际产量为136.1万吨，净进口数量为4.98万吨。1990年至1998年，8年间年均增长率为11%。2003~2005年中国存苯消费量以年均7%左右的速度增长，高于世界平均速度约3个百分点，市场缺口大约在7万吨左右。 在此背景下，发展一批加工能力大，工艺先进，产品质量高，能耗低及污染小的三苯分离装置对我国的发展很有必要。 本工艺技术的特点 蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发的不同并借助于多次不分汽化和部分冷凝达到轻，重组分分流的方法。整流操作在化工，石油化工，轻工等工业生产中占有重要的地位。 蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏，平衡蒸馏，精馏和特殊精馏等。本设计的任务为分离苯—甲苯—二甲苯混合液。对于三元混合的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。该物系金属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的两倍，塔釜式用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 三苯精馏的技术依据 本设计的任务为分离苯—甲苯—二甲苯混合液。对于三元混合物的分离，应采用连续精馏流程。连续精馏具有生产能力达，产品质量稳定等优点。采用全凝器为主，以使于准确的控制回流比。利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分的分离。
年产5万吨苯乙烯车间乙苯精馏工段工艺设计 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，对整个工段进行工艺设计，对主要设备进行选型。本文针对设计要求对整个工艺流程进行物料衡算和热量衡算，然后根据物料平衡对乙苯塔的进料量，塔顶、塔底出料量进行物料衡算。根据热力学定律，对乙苯塔进行热量衡算，求得泡点、露点，理论塔板数、实际塔板数以及最小回流比。以满足设计要求，达到所需要的工艺条件。 关键词：乙苯塔物料衡算热量衡算精馏乙苯精馏工段 ABSTRACT The design is based on an annual output of 50，000 tons for the production of styrene，ethylbenzene dehydrogenation using styrene in the 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 energy balance．According to the material balance were circulating ethylbenzene feeding tower，the tower bottom out feed material accountancy.According to the laws of thermodynamics，right ethylbenzene tower of the heat balance．Through on the driver,and seek bubble point，dew point，the theory of plate numbers，the actual plate number and the minimum reflux ratio．As far as possible to meet the design requirements to achieve the required conditions． KEY WORDS：ethylbenzene tower；material balance；energy balance；distillation； Ethyl benzene rectification section
精馏塔设计 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1．课程设计的目的 课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练 1．查阅资料选用公式和搜集数据的能力 2．树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。3．迅速准确的进行工程计算（包括电算）的能力。 4．用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。 2 课程设计题目描述和要求 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率= (30+0.5*学号)% 原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号）t/h [单号] （10+0.1*学号）t/h [双号] 产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2% [单号] xd=96%，xw=1% [双号] 2 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。 3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器←→塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器
苯乙烯装置工艺流程叙述 一、乙苯工艺流程简述 本工艺包设计的乙苯装置界区内包括烃化反应系统(亦称烃化反应系统)、苯回收系统、乙苯回收系统、多乙苯回收系统、烷基转移反应系统（亦称反烃化反应系统）。为解决反应器在再生时停产影响，也是为了规避放大风险,烃化反应系统设计成反应器R－２10１Ａ/B、加热炉Ｆ-21０1A／B、换热器Ｅ-2101A/B;E-2102A／B;E－２103Ａ/B两套并联操作。 来自罐区的新鲜苯、油水分离器的回收苯、精馏工段回收的循环苯在T－2201苯回收塔汇合，用苯循环泵P-220１A/B泵入苯进料气化器E－2１01A／B的壳程,管程的高压蒸汽将其加热而气化,气相苯分别进入两套苯换热器E-２103A/Ｂ的壳程,与管程的高温反应器出料换热而被过热。过热后的苯被分成两股:主苯流和急冷苯流。主苯流进入反应器进料加热炉F－２１01A/B被加热到反应温度,进入烃化反应R-2１01Ａ/B。 界区外的原料乙醇用乙醇进料泵Ｐ-2101A／B加压，进入工艺水换热器E-220４,与苯塔回流罐底部排出的油水混合物换热回收热量，温度升至接近泡点,导入E-２10２Ａ／Ｂ乙醇蒸发器，用高压蒸汽将其气化，分段进入两台并联的烃化反应器。 在R-２１01A/B中,乙醇发生脱水反应生成乙烯与水蒸汽，继而苯和乙烯发生烃化反应,生成乙苯及少量二乙苯、多乙苯等。为稳定反应器的温度，每段催化剂床层之间都有与进料乙醇蒸气相混合的急冷苯进入,使反应温度在适当范围内。反应器出料依次通过苯换热器Ｅ－21０3Ａ/B管程和苯回收塔再沸器E－２2０1管程被冷却后，便进入苯回收塔Ｔ－2201进行精馏分离。T-22０1塔顶馏出苯、水和轻组分尾气,塔底则采出粗乙苯。罐区来的新鲜苯用新鲜苯泵Ｐ—２3０2A/Ｂ加压后通过乙苯/苯换热器冷E-２208与来自乙苯塔回流泵的产品热乙苯换热,进入苯塔回流罐V—2201,补充回流罐的液位。苯塔回流泵将回流罐的一部分苯打入T-2201塔顶。T－220１塔底采出的粗乙苯则送至乙苯回收塔Ｔ-22０2进一步加工。 在T－2201塔顶共沸馏出的水冷凝进入回流罐V-2２01,由于高温下苯与工艺水有乳化现象，将大部分是水的乳化液从回流罐底部导出,与乙醇进入反应器的量按1:1的比例排入工艺水换热器E-2204B管程，将热量交换给进料乙醇，然后进一步进入工艺水冷却器E-22０5壳程，用循环水冷却到４0℃-15℃消除乳化现象，进入油水分离系统，分出的工艺水经汽提脱苯后作为废热回收系统的补充水,苯则回用。 苯塔回流罐V-2２01导出的气相进入苯塔尾冷器,将水蒸汽与苯进一步冷凝下来，凝液自流到V-2201底部乳化液导出管,不凝气则通过苯塔的压力控制排放到反烃化加热炉Ｆ-２10２进口,进一步利用回收其中的乙烯与苯。 在乙苯塔T-2202中,塔顶气在乙苯塔冷凝器Ｅ—２２07管程被软水冷凝，进入乙苯塔回流罐Ｖ—2202。一部分作为回流液打回T—2202,另一部分热乙苯通过乙苯/苯换热器E—2２０8将热量传给来自罐区的新鲜苯，作为本单元的精制乙苯产品而输往苯乙烯单元或罐区，Ｅ—22０2中的软水则被蒸发成低压蒸汽送苯乙烯工段综合利用。 T－2202塔底采出物送入多乙苯(PEＢ)回收塔T-220３实现精馏分离。可循环组分二乙苯由T-22０３塔顶馏出,通入PＥB回收塔冷凝器E-2２11管程，同壳程的水换热而被冷却冷凝。冷凝液在ＰEB 回流罐V－22０3中实现汽／液分离。二乙苯被泵送到Ｆ—21０2导入反烃化反应系统进行烷基转移反应以增产乙苯。由V-２203析出的不凝气则被ＰＥＢ塔真空泵P—2２06Ａ／B抽吸,从而使二乙苯回收塔T－2203实现真空操作。T－2２03塔底产物多乙苯残油送至界外。 由二乙苯回流泵P-2205A/B排出的二乙苯与来自E—2208的新鲜苯汇合,一同进入反烃化加热炉F—２10２对流段预热,先后进入反烃化加热器E—210４A与反烃化换热器E—21０４B，被中压蒸汽完全气化,并回收反烃化出料热量,返回F-2102对流段，被进一步加热到反烃化反应温度,再被导入反烃化反应器Ｒ－２10２。在R-2102中,PＥB同苯发生烷基转移反应,生成乙苯。R－2102的出料先后通过反烃化换热器E—2１04B的管程和反烃化反应器出料蒸汽发生器Ｅ－2105的管程而被冷却冷凝，进
吉林化工学院 PROII上机练习 题目：三苯精馏过程模拟计算 教学院石油化工学院 专业班级化工1204班 学生学号 12110432 学生姓名常月 指导教师刘艳杰 2015 年5月24日
任务： 1、处理量：13万吨混合芳烃/年 2、生产方法：精馏 3、生产时间：330天/年 4、原料组成见右表 5、饱和液体进料，塔顶采用全凝器 6、各塔产品质量指标 T0201(苯塔)：99.9%(苯)； T0202(甲苯塔)：99.5%(甲苯) 7、操作压力： T0201：171kPa T0202：191kPa 8、组分及原料组成（质量分数）：苯：45.5 甲苯：24.3二甲苯：30.2 要求： 1、完成全流程的简捷模拟计算； 2、完成全流程的严格模拟计算； 3、优化各塔进料位置，核算各塔的分离要求； 4、计算T0201塔塔顶冷凝器和再沸器公用工程的消耗量。
根据已知数据计算得出：F=（13×104×103）/(330×24)=16414.14kg/hr 双击图标启动软件，点击确认 新建文件后开始计算： 一、简捷计算： 1、选择单位： 点击：选择SI-SET1（国际单位制），并将温度从开尔文（K）改为摄氏度（℃）： 2、添加组分: 选择Most Commonly Used，选择Chemical Formula，并分别输入：C6H6、C7H8、C8H10，然后选添加： 3、热力学方程选择:
选择常用里的SRK方程 3、画流程图： 4、输入F物流数据：
点击Flowrate and Composition后，如下图： 首先将光标放在Total Fluid Flowrate框内，点击把mole单位改为mass单位，然后输入总流率为16414.14kg/hr 然后将光标放在原料组分里：也同样点击将mole单位改为mass单位，然后依次输入：