【正文】 atm） 其中： A=， B=； 因此，溫度升高， EB轉化為 SM的轉化率亦隨之升高。但這些催化劑在多處于研究階段，尚不具備工業(yè)化條件，有待進一步研究開發(fā)。但它還能生產重要的有機化工原料環(huán)氧丙烷，綜合平衡仍有工業(yè)化的價值，故目前國外也有采用此法生產的。 各種苯乙烯生產工藝及比較 目前苯乙烯主要由乙苯轉化而成，可通過如下四條工藝路線進行。 苯乙烯（ SM）是合成高分子工業(yè)的重要單體，它不但能自聚為聚苯乙烯樹脂，也易與丙烯腈共聚為 AS 塑料，與丁二烯共聚為丁苯橡膠，與丁二烯、丙烯腈共聚為 ABS 塑料，還能與順丁烯二酸酐、乙二醇、鄰苯二甲酸酐等共聚成聚酯樹脂等。 苯乙烯（ SM）具有乙烯基烯烴的性質，反應性能極強，苯乙烯暴露于空氣中，易被氧化而成為醛及酮類。 苯乙烯在空氣中允許濃度為 。 distillation 9 一、 緒論 苯乙烯的性質和用途 苯乙烯（ SM）是含有飽和側鏈的一種簡單芳烴，是基本有機化工的重要產品之一。 styrene。 在進一步模擬分析研究的基礎上，對該塔進行了一系列的優(yōu)化操作，通過調整精餾塔的操作壓力與回流比等工藝系數，使得該塔的分離效果達最終達到甚至超過設計指標，裝置的生產能力得到大幅度的提高。 通過制定工藝操作方案，搜索和考察了各種不同工藝條件對操作狀況的影響，并通過冷模實驗，模擬軟件計算，通過操作數據的對比和分析，找出了該塔存在的問題，分析了問題產生的原因。粗苯乙烯送精餾塔分成精苯乙烯和焦油。 本設計主要由脫氫反應和精餾兩個工序系統(tǒng)所組成。是活性組分、 K2O 是活性促進劑， K2O 的引入使鐵系催化劑的活性有了顯著提高，可以在較低的水比下應用，但 K2O 含量過高存在著鉀的流失問題。對本文的研究做出重要貢獻的個人和集體均已在文中以明確方式標明。本人完全意識到本聲明的法律結果由本人承擔。 .為了解決催化劑在使用過程中存在的問題，作者采用固定床反應器，以自制的高鐵低鉀氧化鐵為催化劑，考察反應溫度、進料比和催化劑活性對乙苯轉化率、苯乙烯選擇性和苯乙烯收率的影響，確定了最佳的工藝條件。乙苯脫氫反應在絕熱固定床反應器中進行，反應物送至精餾工序。 工藝計算包括主反應器和精餾塔的物料衡算以及熱量衡算。在此基礎上，提出了乙苯 /苯乙烯分離塔 6 的改造方案 。塔頂苯乙烯含量小于 1%，塔釜乙苯含量小于 %,苯乙烯產品純度達到 %以上，取得了較好的經濟效益。 distillation。苯乙烯為 無色透明液體，常溫下具有辛辣香味，易燃。濃度過高、接觸時間過長則對人體有一定的危害。苯乙烯從結構上看是不對稱取代物，乙烯基因帶有極性而易于聚合。由苯乙烯共聚的塑料可加工成為各種日常生活用品和工程塑料，用途極為廣泛。 苯乙酮法 較早采用苯乙酮法生產苯乙烯，其步驟主要分為氧化、還原和脫水三步，方程式如下： C6H5C2H5 + O2 → C6H5COCH3 + H2O 10 C6H5COCH3 + H2 → C6H5CHOHCH3 C6H5CHOHCH3 → C6H5CHCH2 + H2O 該法苯乙烯產率 為 75～ 80%，略低于乙苯脫氫法的產率，但中間副產物苯乙酮產值較高，苯乙烯的精制分離較容易。 乙苯氧化脫氫法 乙苯氧化脫氫法是目前尚處于研究階段生產苯乙烯的方法。 乙苯催化脫氫法 這是目前生產苯乙烯的主要方法，目前世界上大約 90%的苯乙烯采用該方法生產。 EB/SM 混合物還進行一些不 受平衡控制的初級反應（副反應），其中首要的是脫烴反應，特性如下： C6H5C2H5=C6H6+C2H4 12 C6H5C2H5+H2=C6H5CH3+CH4 其他反應生成少量的α — 甲基苯乙烯（ AMS）和其他高沸物。在反應器的設計中應該記住 ：在接近反應平衡時 SM 停止生成，而苯和甲苯卻繼續(xù)生成，實際上并沒有限度。在一般設計中，在第一個三分之一的催化劑床層上，約有 80%的溫降產 生。 相對于 EB 進料而言，催化劑數量對優(yōu)化操作起著重要的作用。本設計裝置擬采用的正是此種催化劑。較低的壓力將使 EB 轉化較高，同時選擇性也不受太大的影響。其結果是對于一定的 EB 轉化而言，溫度降低很多，在同樣的入口溫度下 EB 轉化更多。但是，如果出料被再加熱到第一級入口溫度 ，混合物便無法平衡。因此，本設計采用兩級反應器以獲得較好的經濟效益。大部分 EB 反應生成 SM（受平衡限制）和少量副產品。調節(jié)冷凝器中的冷凝液也流向有機混合物 /水分離器。 工藝冷凝液用泵壓送至用來除去夾帶有機物的撇沫罐。從調節(jié)冷卻器出來的未冷凝氣體為脫氫廢氣，含有氫、二氧化碳、甲烷和大量的芳烴。含有 %(W)甲苯的 EB回收塔塔底產品循環(huán)至脫氫反應系統(tǒng)； EB回收塔塔頂產品，即苯 甲苯混合物以及不足%(W)EB 被送入苯 /甲苯分離塔，苯 /甲苯分離塔將其分離為含約 %(W)甲苯的塔頂產品和含約 %(W)苯的塔底甲苯產品。蒸發(fā)器蒸發(fā)揮 發(fā)物并將其送回到 SM塔底。 A、乙苯 /苯乙烯分離塔（ T101） EB/SM 分離塔是一臺篩板塔塔，在真空下（塔頂絕壓為 180～ 200mmHg）運行操作。有機混合物進料從有機混合物 /水分離器由泵送至 EB/SM分離塔。該塔再沸器 所需的熱能由 350kPa 的壓力的蒸汽所提供。該塔的 第二個目的是將該塔釜液經薄膜蒸發(fā)器汽提后，可生產出苯乙烯焦油，其中，苯乙烯和α 甲基苯乙烯含量相加 16 不超過 16%(W)。 C、甲苯 /乙苯回收塔（ T201） EB回收塔是一座有 40層塔板的 帶壓塔。 EB 回收塔的塔頂物流送入該塔，在設計回流比為 ～ ，分離出約含 %(W)的甲苯的苯塔頂產品和約含 %(W)的苯的甲苯塔釜產 品。苯 /甲苯分離塔的關鍵部位是位于第三填料床層下的溫度控制，每單位床層高度的溫度變化率在此達到最大限度。 假設氣化率 V（ ～ ），由公式 ? ?? ?11 ??? i ifi kv xx求出 Xi， 利用 ∑ Xi=1，檢驗所設的 V是否正確。 ∑ 進料 =+++ =∑ 出料 =++ =由上可知所以計算平衡 苯、甲苯蒸出塔的物料衡算 ① 塔頂量及其組成： 苯、甲苯在分離系統(tǒng)全部在苯、甲苯蒸出塔塔頂蒸出 塔頂總量 =未溶量中苯、甲苯量之和 /99% =（ +） /99% 29 = kg/hr 乙苯量 =塔頂總量 1% = 1% =② 塔釜量 =循環(huán)乙苯量 = 99% =乙苯總損失量 =出反應器的乙苯量－循環(huán)中純乙苯量 = 99% =③ 乙苯抽空損失 =總損失量－尾氣帶走量－油水分離器帶走量－苯、甲苯蒸出塔帶走量－產品中帶走量 = =④進料量 及其組成： 乙苯 =塔釜量＋塔頂量 =+ =苯、甲苯與塔頂量相同，二甲苯、苯乙烯與塔釜量相同 苯： kg/hr 甲苯： 二甲苯： kg/hr 苯乙烯： ⑤ 苯、甲苯蒸出塔物料衡算表 組成 進 料 塔 頂 塔 釜 kg/hr wt% kg/hr wt% kg/hr wt% 乙苯 苯乙烯 0 0 二甲苯 0 0 甲苯 0 0 苯 0 0 30 ∑ 苯乙烯初餾塔物料衡算 ① 塔釜量：（與苯乙烯精餾塔進料量相同） （列表） 組成 苯乙烯 乙苯 二甲苯 焦油 ∑ kg/hr ② 苯乙烯初餾塔乙苯抽空損失：（乙苯在苯 乙烯初餾塔中抽空損失占總抽空損失的 25%） 苯乙烯初餾塔乙苯抽空損失 = 25% =③ 苯乙烯初餾塔苯乙烯抽空損失：（在苯乙 烯初餾塔中抽空損失占總抽空損失的 25%） 苯乙烯初餾塔苯乙烯抽空損失 = 25% =（ kg/hr） ④ 苯乙烯初餾塔總抽空損失 =該塔苯乙烯抽空損失＋該塔乙苯 抽空損失 =+ =（ kg/hr） ⑤ （ 苯乙烯占塔頂組成的 40%， 乙苯占 60%） 進料量（ F） =塔頂量（ D）＋ 塔釜量＋苯乙烯初餾塔總抽空損失 F=D++（ Ⅰ） 對苯乙烯物衡： － (塔釜送出焦油量－進塔的焦油量 ) 208/210=＋ 塔釜苯乙烯量＋苯乙烯初餾塔苯乙烯抽空損失 即 － (油 出 －油 進 ) 208/210=++（Ⅱ） 其中 : (塔釜送出焦油量－進塔的焦油量 )= 未溶量（油層 中苯乙烯量）（ %－ %） (油 出 －油 進 )=（ %－ %） = 31 聯立方程 （ Ⅰ）（Ⅱ）解得 塔頂量 D 和進料量 F D=（ kg/hr） F=（ kg/hr） ⑥進料量 F: 焦油量 =未溶量（油層中苯乙烯量） % = % =（ kg/hr） 苯乙烯量 = = =（ kg/hr） 乙苯量 =塔釜乙苯量＋塔頂乙苯量＋苯乙烯初餾塔乙 苯抽空損失 =++ =（ kg/hr） ⑦ 苯乙烯初餾塔物料衡算表 組成 進 料 塔 頂 塔 釜 抽空量kg/hr kg/hr wt% kg/hr wt% kg/hr wt% 苯乙烯 乙苯 二甲苯 0 0 0 焦油 0 0 0 ∑ 32 乙苯蒸出塔的物料衡算 ① 塔釜量 =苯乙烯初餾塔 進料量（列表） 組成 苯乙烯 乙苯 二甲苯 焦油 ∑ （ kg/hr） ②塔頂量 =苯、甲苯蒸出塔 進 料量（列表） 組成 乙苯 苯乙烯 二甲苯 甲苯 苯 ∑ （ kg/hr） ③ 乙苯蒸出塔乙苯抽空損失：（乙苯在乙苯 蒸出塔中抽空損失占總抽空損失的75%） 乙苯蒸出塔乙苯抽空損失 = 75% =（ kg/hr） ④ 乙苯蒸出塔苯乙烯抽空損失：（苯乙烯在乙苯 蒸出塔中抽空損失占總抽空損失的 %） 乙苯蒸出塔苯乙烯抽空損失 = % =（ kg/hr） ⑤ 乙苯 蒸出塔聚合耗苯乙烯量 =（苯乙烯初餾塔 進塔的焦油量－ 未溶水的油層中焦油量） 208/210 =（ － ） 208/210 =（ kg/hr） ⑥進料量： 二甲苯 =塔頂量＋ 塔釜量 =+ =（ kg/hr） 焦油量 =未溶水的油層中焦油量 （ kg/hr） 甲苯量 =塔頂量（ ） 33 苯量 =塔頂量（ ） 乙苯量 =塔頂量＋ 塔釜量＋乙苯蒸出塔乙苯抽空損失 =++ =（ kg/hr） 苯乙烯量 =塔頂量＋ 塔釜量＋乙苯蒸出塔苯乙烯抽空損失＋乙苯蒸出塔聚合耗苯乙烯量 =+++ =（ kg/hr） ⑦ 乙苯蒸出塔物料衡算表 組成 進 料 塔 頂 塔 釜 抽空量kg/hr kg/hr wt% kg/hr wt% kg/hr wt% 苯乙烯 乙苯 二甲苯 0 甲苯 0 0 0 苯 0 0 0 焦油 0 0 0 ∑ 34 三、脫氫系統(tǒng)的熱量衡算 (以下計算以一小時為基準 ) 蒸發(fā)器 ： 原料：為計算方便，故把原料全部看成乙苯 已知：乙苯常壓下沸點為 ℃，蒸發(fā)器出口溫度 140℃ 把乙苯從 20℃（液）加熱到 140℃（氣）所需熱量計算如下： （ 1）求所需熱量 Q： ①把乙苯從 20℃加熱到 ℃（液→液）所需熱量 Q1： 先求平均溫度 tm，再查 tm下 乙苯（液） 的 Cpm，最后計算 Q1=GCpm（ t2－ t1） 注：需注明 Cpm出處（石油化工計算圖表） tm=+20/2=℃ Cpm=36kcal/kg ℃ 最后計算 Q 蒸 =GCpm（ t2－ t1） 即 Q 蒸 = （ ） = kcal ②加熱所需水蒸氣用量 G 蒸汽 ： 把乙苯從 20℃（液