乙苯脱氢制苯乙烯脱氢工段工艺设计.docx

乙苯脱氢制苯乙烯脱氢工段工艺设计本设计是以年产5万吨笨乙饰为生产目标，采纳乙苯脱氢制得萧乙辉的工艺方法，本文针时设计要求时整个工艺流程进行物料街算.热量街算,对整个工段进行工艺设计和设备选型。然后依据物料平衡分别对进出脱氢反应器和气提塔进行物料衡算。依据热力学定律对工艺中的第1.预热器其次就热器，热交换器和反应器进行了能量衡算。对油水分别器，物料泵，热交换器理论上进行了尺寸计算及选择。为满意设计要求，达到所须要的工艺条件，本设计本行理论联系实际的精神,用现行的乙茶脱氢制取茶乙烯的方法为设计基础，主要对乙茶脱氢工段进行工艺设计和优化。关函电乙素脱延苯乙烯物料街算能量衡算工艺ABSTRACTThedesignisbase<1.onanannua1.outputof5O,(MX*tonsofstyreneroduciiontargetofdehydrogenaionof'ethy1.benzenetostyrenepr<xess,Process1.brthewho1.eprocessdesignandthemainequipmentse1.ection.Basedonthedesignrequirementsoftheentireprocessofthemateria1.ba1.anceandenergyba1.ance.Accordingto(hemateria1.ba1.ancewerecircu1.atingoi1.-waterSePara1.Or.materia1.punps.heateexchangersanddreacters.ccordingtothe1.awsofthermodynamicstheenergyba1.anceoftheprocesspreheaterpreheaters,hea1.exchangersanddreactorOPeratOr.Asfaraspossib1.etomeetthedesignrequirementstoachievetherequiredconditions.Keyword:ethy1.benzene:styrene;materia1.ba1.ance:energyba1.ance;disti1.1.ation:第一章文献综述1.1苯乙烯的性质及用途苯乙烯的性质苯乙烯的分子式为CM分子量为I（N.14,化学结构式如下：0CH=CH2或者©-mm苯乙烯乂名乙烯基苯,系无色至黄色的油状液体。具有高折射性和特殊芳香气味。熔点-30.6C,沸点为145"C,凝固点-30.4,相对密度（水的为1）0.91,闪点34.4C。性质比较稳定，不行与阳光接触，难溶于水，能溶于甲醉、乙酸及乙健等醉微等多数有机溶剂。苯乙烯在高温下简单裂解和燃烧.生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、碳、氧化碳、二氧化碳和氢气等.笨乙烯蒸气与空气能形成爆炸混合物，其爆炸葩围为1.1%6.01%。米乙烯具有乙烯基烯烧的性质，反应性能极强，如氧化、还原、氟化等反应均可进行，井能与卤化氢发生.加成反应。苯乙烯暴露于空气中，易被氧化成醉、雨类。苯乙烯易自聚生成聚苯乙烯（PS）树脂。也易与其他含双键的不饱和化合物共聚,苯乙烯的用途苯乙烯是种重要的基本有机化工原料，主要用于生产聚苯乙烯和共聚树脂、离子交换树脂不饱和聚赭以及苯乙烯系热塑性弹性体SBS等和其他树脂的生产，此外还可用于纺织，制药和涂料，农药及选IT等工业。其应用广泛，本设计采纳乙茉脱氧生产苯乙烯，具有较好的生产效益和经济效益。苯乙烯最大用途是生产聚苯乙烯，另外苯乙烯与丁二烯、丙烯脂共聚，其共聚物可用以生产ABS工程塑料：与丙烯脂共聚可得AS树脂：与丁二烯共聚可生成丁苯乳胶或合成丁米橡胶。此外，茉乙烯还广泛被用于制药、涂料、纺织等工业12苯乙烯生产方法常见的生产方法目前，世界上工业生产苯乙烯的方法除传统乙笨脱纪的方法外，出现J'乙苯和丙烯共氧化联产紫乙烯和环氧丙烷工艺、乙米气相脱狙工艺等新的工业生产路途，同时主动探究以甲米和裂解汽油等新的原料路途。迄今工业上乙茶干脆脱翅法生产的聚乙烯占世界总生产实力的90%,仍旧是目前生产苯乙烯的主要方法。它又包括乙苯催化脱氢和乙苯氧化脱氢两种生产工艺，乙苯催化脱包是工业上生产苯乙烯的传统工艺仅。工业上，乙米脱翅反应除采纳低压或负压外,还采纳格性气体作稀择剂来降低燃的分压，以提高平衡转化率。常用的稀积剂是水蒸气,它不仅提高了乙苯脱乳反应的平衡转化率,还可消退催化剂表面的碳。有时也用作战热体,供应乙苯脱氮所需的热量。脱氢反应器是乙苯脱氢工艺的核心,整个工艺是围绕它来绽开的.乙苯脱氢制苯乙烯的工艺原理以乙苯为原料，按1:31:8水比加入过热水蒸汽，在轴径向反应器内，高温、负压条件下，催化剂床层进行乙素脱域反应，生成紫乙烯主产品，副反应生成茉、甲苯、甲烷、乙烷、氢气和二辄化碳。主反应：C1HiCH2CH;,-C,1.CHC1.+也这是一个强吸热可逆增分子反应.副反应是热裂解、气化裂解和蒸汽裂解反应：CJi5CH2CH1.C6IK+C2H1QH1CCHj+H2-*CtHsCH1+CH1CJiiCH2CHj+H2-QH6+C2HtC+211.0-211：+CO.CJI1+2H)2C0+4H2水蒸汽变换反应：CO+Hx)-H2+CO.在水蒸汽浓度很高时，生成苯、甲苯的反应式可能被下列反应所代替：CNCHoh+2I12O-CjH1.CH1+CO2÷3CsH1.CH2CHs+2H.0-GiH«+CH1+CO2+2H.在乙苯脱氢反应中，原料乙苯中的化学杂质也发生.反应，生.成物还会进一步发反应，为此，最终生成物中还含有另一些副杂物，如二甲茉、异丙苯、焦油等"I1.3国内外生产和发呈现状目前，世界上生产苯乙烯的方法主要有环氧丙烷一苯乙烯联产法、热解汽油抽提蒸饱回收法，乙苯脱包法以及丁二烯合成法等.乙苯脱犯法是目前国内外生产笨乙烯的主要方法，有乙苯催化脱狙和乙聚氧化脱级两种生产工艺，乙米催化脱级是工业上生产苯乙烯的传统工艺。2000年,世界上共生产苯乙烯2930万吨/年，其中美国600万吨/年，中国55万吨/年.由丁PS和ABS树脂等下游产品消费的强劲拉动，近年来世界聚乙烯的生产发展很快。世界紫乙烯的消费构成为：聚茉乙烯是茉乙烯最大的下游衍生物，气消用量约占总消费量的63.2K苯乙烯需求的巨大缺口和持续强劲增长态势，是我国苯乙烯生产不断扩大的原动力。我国苯乙烯的工业生产始20世纪50年头中期，白兰州石油化工公司合成橡胶厂采纳传统的三纵化铝液相烷基化工艺，建成一套5000吨I年藻乙烯生产装置以来，我国苯乙烯的生产得到了飞速发展。2003年我国苯乙烯的生产厂家有12家，总生.产实力达到105万吨，其中有8套为引进生产装置，生产实力合计为72.9万吨/年，约占国内苯乙烯总生产实力的69.4%.扬子巴斯夫苯乙烯系列的14.5万吨/年装置是目前国内最大的茶乙烯生产装置,，生产实力约占国内紫乙烯总生产实力的13.8%；其次是吉林石化公司，生.产实力为M.0万吨，约占国内总生产实力的13.3%。随着我国苯乙烯生产实力的不断增加，产量也不断增加。1995年我国苯乙烯的产量只有2558万吨，1998年增至56.30万吨，2000年增加到76.38万吨，1995-2000年产量的年均增长率达到24.5%。2002年我国苯乙烯的产量进一步增加到89.56万吨，比2001年增长13.8%,1997-2005年产量的年均增长率为18.5%。2003年我国苯乙烯产量达到94.82万吨，比2002年增长5.87%,其中中国石化集团公司的产员为45.20万吨，约占总产量的47.67%：中国石油自然气集团公司的产量为37.89万吨，约占总产量的39.96%。中国勺油吉林石化公司的产量最大，达至15.98万吨，约占我国苯乙烯息产量的16.85%,位居全国第；其次是扬予巴斯夫苯乙烯系列,产量达至2.34万吨，约占国内总产量的13.01%：再次是中石化茂名石化公司，产量达10.7万吨，约占国内总产量的10.97%叫其次章工艺流程设计2.1乙苯脱氢制苯乙烯工艺乙米脱城工艺主要分为燃化工段，乙米粕储工段，乙茶脱氧工段和聚乙烯精储工段，以下分别进行简述。211燃化工段来自中间仓库的干苯和来自乙烯车间的乙烯和苯以0.4-0.5:1的配比，从塔底送入反应潜。同时，将配好的催化剂溶液经复合体加料泵加入反应器,在此反应器内进行烷基化反应。反应产物自烧化反应器上部各自流至冷却器，冷却65UC后进行燃化液沉降槽沉降分别，分别出的八IC1.络合物自槽底部返回烧化反应器底部，上层烧化液自流至水解塔。没反应的乙烯气体和苯蒸汽等从烽化反应器顶部出来经冷却器用循环水使大部分蒸汽冷凝后进入尾气汲取塔，用二乙苯汲取未凝蒸汽和HCI气后，未凝气放空，二乙苯汲取液反烧化，烧化液自上部干脆流至中间仓库燃化液撇中.2.1.2乙苯精镭工段1 .干爆苯塔“-W来自中间仓库原料米读经原料泵送来的含水9001）p<n的原料紫，进入回流镰油相区：来自循环苯塔的含水量2500PPm的循环苯，与苯干燥塔顶蒸出的经过冷涨的苯冷却后进入回流罐分相区.塔顶气相温度81"C经预热器与进料换热器后，进入冷凝器用循环水冷凝，冷凝后循环笨塔回流泵送来的循环苯一起进入冷却器用循环水冷却器用循环水冷却后进入回流罐分层区，上层脱水茉溢流至油相区，下层水相从集水包间断排入管线塔釜为干燥苯，采出送至中间仓库干燥苯球。2 .循环苯塔来自中间仓库的燃化液进入循环笨塔加料区.塔顶气相馅分冷凝回流后冷却进入米干燥塔回流楸分层区。塔釜液（主要是乙不和二乙茉）用釜液泉送至乙茉塔。3 .精乙苯塔由循环茉塔釜液泵送出的釜液，进入精乙苯塔加料层r塔顶气相馀分乙苯经冷凝回流采出至精乙苯塔，塔釜液送至二乙苯塔。4 .二乙苯塔来自精乙苯塔釜液的料液依据不同组成进入二乙苯塔不同进料板.塔顶得二乙苯，塔釜得到多乙苯“5 .1.3乙苯脱氧来自中间仓库乙苯泵送来的乙苯与管网来的蒸汽进入乙苯蒸发器，乙苯与蒸汽量比为1：1.4,经过过热器壳程与脱气反应器出来的650"C烟气过热至580Ue后，配料气进入脱氢反应器进行脱氢反应.反应产物经空冷，水冷，盐冷后进入沉降槽，分别后加入阻聚剂阻挡聚合，然后进入祖苯乙烯塔。6 .1.4苯乙烯精憎工段1,粗苯乙烯塔炉油自中间仓库送来，进入粗苯乙烯塔由再沸器加热精饵I，塔顶产物苯，甲苯，乙茶轻组分进入循环乙米塔的底部产物茶乙烯和茶乙烯焦油.7 .精苯乙烯塔精苯乙烯塔加料为粗苯乙烯塔经过冷却后的釜液，由再沸器加热进行精馀。塔顶产品米乙烯，纯度99.6（币：量）,塔釜米乙烯焦油（废渣之一）。8 .循环乙苯塔笨拙乙烯塔塔顶储分由回流泵送出，经循环乙苯塔进料预热冷，用循环乙苯塔釜液进行预热后,进入循环乙茉塔，由再沸器用I.6MPa蒸汽加热精懒，塔顶苯，甲苯储分，送至中间仓库笨，甲笨城。塔釜即循环乙茉，进入循环乙茉塔冷却器，送到中间仓库循环乙苯罐，2.2工艺影响因素分析本设计用现行的乙素脱袍制取米乙烯的方法为设计基础，主要对乙米脱气工段进行工艺设计和优化。影响脱氢反应的因素主要有：反应温度、反应压力和水蒸汽/乙苯比（简称水比）。此外，该反应还受到反应物通过催化剂床层的液体体积时空速度（UISY）、催化剂性能、原料乙苯中含杂质状况等影响。水蒸汽/乙苯比（水比）在恒定的反应温度和压力下，较高的水比可使乙苯转化率提育,因为，蒸汽降低了反应组分的分压，达到类似于降低反应压力的效果。水蒸汽可与催化剂上生成的碳发生反应，起到削减催化剂表面结集的作用：水蒸汽还可防止催化剂的活性组份还原为金属,有利于延长催化剂寿命。在相同的乙苯液体空速和反应压力下，随着水比的降低，为维持肯定的笨乙烯单程收率，就须耍上升反应温度，炉油中副产笨和甲素明显增加乙烯选择性下降。尽管加入水蒸汽有很多好处，但水蒸汽加入员受到反应系统允许压力降和能耗二个因素的制约。由于高温过热水蒸汽的比容很大，过多加入水蒸汽必增大反应物流的体枳流量，从而增加系统压力降，不利于降低反应区域压力。此外，增加水蒸汽加入量，必将增加成本，一旦水蒸汽加入燧增加到在经济上得不偿失的程度，那么提高水比将是没有意义的。目前,先进的乙苯脱级工艺均追求以较低的水比获得较高的苯乙烯收率。降低水蒸汽单耗已成为衡量一个乙苯脱包工艺路途是否先进的重耍判别指标.乙苯转化率随水蒸气用量加大而提高。当水蒸气用地增加到肯定程度时，如乙半与水蒸气之比等于16时，再增加水蒸气用量，乙苯转化率提高不显著。在工业生.产中，乙苯与水蒸气之比一般为1:1.21.6（痂量比）反应温度乙苯脱氮生成苯乙烯的反应为强吸热反应，升温对脱氢反应有利，故乙苯转化率随着反应温度的上升而增加.当温度上升后，不但生成苯乙烯的正反应增加，而且消耗茉乙烯的逆反应以更高的速度增加。另外，当反应温度提而后，虽然乙不转化率提高，但副反应（指吸热的副反应）也将加剧，故生成苯乙烯的选择性将降低，因而反应温度不宜过高。从降低能耗和延长催化剂寿命动身，希望在保证茉乙烯单程收率的前提卜.，尽量采纳较低的反应温度。但是，由于烽类物质在高温卜不稳定，简单发生.很多副反应，甚至分解成碳和氢，所以脱氮相宜在较低温度下进行。然而，低温时不仅反应速度很慢，而且平衡产率也很低。所以脱级反应温度的确定不仅要考虑获得最大的产率，还要考虑提高反应速度与削减副反应。在高温卜.，要使乙苯脱氢反应占优势，除应选择具有良好选择性的催化剂，同时还必需留意反应温度下催化剂的活性。反应压力对于给定的反应温度和水比，乙苯的转化率随着反应压力的降低而显著增加。在相同的乙苯液体空速和水比下，随着反应压力降低，可相应降低反应温度，而苯乙烯的单程收率维持不变，苯乙烯选择性提高。这一特性是由乙苯脱公生成苯乙烯系增分子反应所确定的。此外，苯乙烯是荷单聚合的物质。反应压力高，将有利于苯乙烯自聚，生成对装置正常运转非常不利的聚合物.它会造成管道、设备的堵塞。降低系统用力，则在肯定程度上可抑制紫乙烯聚合.乙苯脱氢反应是体积增大的反应，降低压力对反应有利，其平衡转化率随反应压力的降低而上升。反应温度、压力对乙苯脱氮平衡转化率的影响如表21所示。表2-1温度和压力对乙装脱氮平衡转化率的影响Tab1.e2-ITernpera1.urvandpressureofC1.hy1.benzenedehydrgena1.inequi1.ibriumconversionOJMPa温度.eCO-O1.MPa温度，r转化率，%OJMPa温度，r0.01MPa温度,C转化率，%56545030645530605«54754()67556()70620SOO50由表可看出，达到同样的转化率，假如压力降低，温度也可以采纳较低的温度操作，或者说，在同样温度F,采纳较低的压力，则转化率有较大的提高。所以生产中就采纳降低压力操作。为了保证乙苯脱氢反应在高温减压下平安操作，在工业生产中常采纳加入水蒸气稀择剂的方法降低反应产物的分压，从而达到减压操作的目的。催化剂我国乙莘脱笈催化剂的开发始r60年头，已开发胜利的催化剂有兰州化学工业公司315型催化剂；1976年，厦门高校与上海i桥石油化工公司化工厂合作开发了XH1.1.催化剂，随后又开发了不含珞的XH-210和XH-02催化剂。80年头中期以后，催化剂开发工作变得较为活跃，出现了一系列性能优良的催化剂，例如：上海石油化工探讨院的GS-(H和GS-O5、厦门高校的XH03,XH-O4、兰州化学工业公司的335型和345型及中国科学院大连化物所的DC型催化剂等。脱翅反应是乙笨在催化剂床层中，于600C左右高温下发生的催化脱彼反应。所用催化剂的性能除了脱氢活性之外，特殊重要的是对于生成苯乙烯的选择性要高，并旦在高温柔水蒸汽存在条件下的稳定性要好，运用寿命要长，这些都是至关重要的。脱翅催化剂的毒物是氯齿子，必需限制进料中的氯离子含量，以防催化剂中毒失效，更重要的是在催化剂床层中不能有游离水。催化剂床层进水，则催化剂结块和有效成份流失，导致床层阻力上升，最终影响转化率、选择性指标。原料乙苯中杂质的影响原料乙苯的质量，应符合SH/tIMO中的一级品的指标，此时，即能满意催化剂对原料乙苯中氯离了含量的要求。为了削减副反应发生，保证生产正常进行，要求原料乙笨中二乙苯的含垃V004%°因为二乙苯脱药后生成的二乙烯基苯简单在分别与精制过程中生成聚合物,堵寒设备和管道，影响生产。另外，要求原料中乙焕V10pp<n（体）、硫（以H2S计）V2ppm（体）、氯（以HCI计）W2ppm（质）、水W1.oPPin（体）,以免对催化剂的活性和寿命产生不利的影响。在乙半中所含的异丙不对脱级反应也产生肯定的影响。异丙茉在乙素脱翅工艺条件卜.同样发生脱乳反应，生成-甲基苯乙烯。它的反应必定占据一些催化活性中心。乙苯异构化脱乳也生成-甲基苯乙烯，故副产物-甲基苯乙烯的生成地既与原料乙苯中异丙茉含fit有关，也与乙苯异构化脱氢反应有关。乙苯液体空速（1.HSV）在不考虑返混的前提下，可把乙苯液体空速理解为催化剂床层中反应物在1小时内被理换的次数.空速的倒数具有“时间”因次，称为“空时”。可粗略地用它来衡量反应物料在催化剂床层中停留时间的长短（相对值>。因此，空速反映了停留时间对反应的影响。对乙苯脱城反应，在相同的反应压力和水比条件下,随着乙苯投料量的增大，即乙半液体空速增大，欲维持米乙烯单程收率不变，就得相应提海反应温度。液体空速是催化剂性能的重要标记之一。液体空速大，意味着反应器单位体积的生产实力大。因此，在相同的反应条件（温度、压力、水比）下，在工艺允许范用内，追求用较大的液体空速进行生产“.2. 3工艺流程简图图27工艺流程简图工艺流程荷图如图2-1所示，由苯及乙烯发生烷基化反应得到粗乙苯，进入乙苯分别塔将重组分二乙笨，:乙莘及焦油从塔釜回收循环，塔顶得到笨与乙苯的混合物,进入乙茉精馄塔，塔顶得到的茶进行回收，在烷基化反应塔中再次进行反应。在精储塔中制得的乙苯，进入乙苯脱氧反应器，得到苯乙烯相产品及其他杂质。进入乙苯/苯乙烯分别塔，将粗苯乙烯从塔顶进入苯乙烯蒸储塔，通过苯乙烯蒸馈塔，得到符合产品要求的精制苯乙烯，塔底有焦油等杂质排出。乙笨/苯乙烯分别塔塔顶得到的是粗乙茶，进入甲米/乙笨分别塔，可以从其塔底得到较高纯度的乙紫，通过循环回收乙苯，让乙苯重新进入脱氢反应器。甲苯/乙苯塔塔顶得到甲苯，进入苯/甲苯进行分别，塔顶得到苯，塔底得到甲苯'”'工第三章工艺计算2.1 物料衡算物料衡算原始数据外购乙莘质房应符合SH/t1140标准中相关项目指标"巴表31外的乙笨原料质屈指标Iab1.c3-1purchasedethy1.benzenequa1.ityindicatorsofrawmateria1.s分析项目质量指标分析方法优级品一级品外观无色透亮匀称液体,无机械杂质和游离水目测纯度qb99.7099.50SHA1148二甲米96().100.15SH/t1148异丙苯940.030.05SHf1.1148二乙笨960.0010.001SHZt1148破940.03不测定不测定表3-2互供乙茶原料质量指标Tiib1.e3-2in1.erac1.ionforethy1.benzenequa1.ityindicatorsofrawma1.eria1.s序号目质房指标分析方法1外外无色透亮匀称液体，无机械杂质和游离水目测;2纯度，%>99.5SHA11483二甲笨,%0.2()SHZt11484异丙君%<0.05SHA11485二乙米(含正丁茉，%<0.001SH/t1148依据设计任务，米乙烯的年生产实力为5万吨/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状况。开工因子般取为0708°全年365天，则年生产250300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天共计7200小时。按年工作日300天计算，单程转化率42%选择性92%乙苯原料纯度99%全车间进料中:米：0.995(w1.)乙烯：0.997(w1.)每小时精苯乙烯(100%)的量：其中年产量:5万吨=50000000kg生产时间:720Oh则苯乙烯产量50000000/7200-6944.445kgh纯苯乙烯量6944.445X99.5%=6909.722kg/h每小时产量中纯紫乙烯量/(13%)，苯乙烯生成量6909.722(1-3%)=7123.425kg/h所需簇新苯乙烯的量7123.425X106/(90%X99%×101)=8148.613kg/h所需乙苯总量7123.425×106(42%×92%×99%×104)=18979.688kg/h循环乙苯量18979.688-8148.613=10831.075kg/h水蒸气所需量18979.688×1.5=28469.532kg/h簇新乙苯中含二甲苯的量8M8.613X1%=814.861kg/h循环乙苯中含二甲苯JS及苯乙烯量10831.075×0.5%=54.155kg/h表3-3破新乙米现成Tab1.e33freshC1.hy1.benzene组成乙琴二甲苯W%99I1(»Kphr8067.12781.4868148.613已知各反应转换率：CJtCH1CH,-&HCH、+HZ,92%UH£H£H1.CJ1.+C,H12.5%CMCH2CHi+H2-CiH1.C+CH14.7%CJhCHEH1.C1.JIw+H20.5%C+2H;0-2H：+COj0.3%反应后各种产物的生成量计算结果如下：表34各种产物的生成量Tab1.e341.heIbmiationofvariousproducts址分分子进料量出料埴Kg/hrKmMrhrKg/hrKmo1./hrYi%乙笨10618979.688177.26310898.136102.8135.602二卬苯106135.6521.280135.6521.2800.069朱乙饰104S4.1550.5217123.42568.4503.732氮气200140.11670.0583.817乙烯280052.1151.8610.101甲烷160055.9853.4990.甲米9200321.9243.4990.191二班化440078.6191.7870.097碳水1828469.531581.6412S423.8681579.85486.078笨7800145.1791.8620.101二聚体2100078.1730.37230.02047449.2371760.70447466.6921835.37899.999物料衡算油水分别器水油组成表35各物质在水中溶解度Tah1.c3-5substancesinthewaterso1.ubi1.ity名称苯甲苯乙茶落乙烯聚苯乙烯二甲笨溶解度0.180.050.02170.040.10g'1.(X)gH>O计算油水分别器加入量，并计算出油U水乂总量及其组成：1.i=1.i4,+1.被溶解量二溶剂量X溶解度未溶解量=1.被溶解量如：乙苯1.*=10886.147kghr1.itt4=IO.182kg/hr1.i=10886.147+10.182=10896.329kgh被溶解量=28430.926X0.0217/100=6.170kg/hr未溶解fit=10896.329-6.170=10890.159kg/hr计算结果列表如下:表3-6油层水层总况:及其组成Tab1.e3-6rcscn,oirofto<a1.water1.ayeranditscomponents组分1.it,kg/hr1.ia冷kg.hr1.ikg/hr被溶出kg/hr未容量kg/hrXi*wt%Xiwt%乙笨10X86.14710.1820896.3296.!7010890.1590.021658.5893革乙烯7118.0724.6177122.68911.3737111.3170.039838.2591水28356.89474,03228430.92614215.463099.60890二甲笨133.8251.202135.0270135.02700.7264甲苯320.9880.79()321.67814.216307.4630.04981.6541苯143.5981.144144.74251.17693.5660.17930.5034二聚体78.173078.17328.43149.7420.09960.267647037.69791.86647129.56328542.289018587.27399.999999.9999(2)对反应系统进行物料衡算表37反应系统进行物料衡算结果Iab1.c3-7ResponseSystemforthemateria1.ba1.anceresu1.ts组分进入反应系统kg/hr盐水冷凝零放空ftkg/hr被溶fitkg,hr未溶ffitkgr乙笨18789.8901.7966.1701()890二甲笨135.6520.6000135.027苯乙烯54.1660.73911.3737111.317氮气0140.116/乙嫌051.15/甲烷055.987/甲苯00.23014.216307.463二制化碳078.619/水2X469.536.43828430.9230苯00.45651.16693.561二聚体0028.43149.74247449.237337.09628542.29018587.273计算总进出物料址,eh=18789.890H35.652+54.166+28469.530=47449.237kg/hr£UIa=337,096+28542.290+18587.273=47466.659kght,ftj,3. 2能量衡算蒸发器原料：为计算便利，把原料全部看成乙苯已知：乙米常压下沸点为136.2C蒸发器出口温度140C把乙架从20C加热到1401C所需热量计算如下：（1）求所需热量Q把乙苯从20'C加热到136.2T（液到液）所需热量Q：先求平均温度吨,再查t,下的乙苯的Cz谖终计算QFGePJ1.2-11）由石油化工计算图表查得1.=（136.2+20）/2=78.1XCP.=36kca1.kg0C即QI=GCP.（t2-tD=47449.237X36X（136.2-20）=198489646.127kca1.把乙弟从136.21（液）转化为136.2（气）所需热量Q先查136.2C乙苯气化潜热，H=82kca1.kgC再计算Q1=GH=47449.237X82=3890837.434kca1.把乙苯从136.20C（气）加热到14Ot（气）所需热量Q；先求平均温度再隹t下的乙苯的Cjvt产（136.2+140）/2=138.1iCCp,=40,7kca1./kg'C最终计算Q1=GCP.（t2-t1.）=47449.237X40.7（140-136.2）=733848.917kca1.把乙苯从20'C（液）加热到M（TC（气）所需的热旦Qa:Qft=Q1.+<j+Q.=198489646.127+3890837.434+733848.917=209718982.4kca1.（2）加热所需蒸气量：配比水蒸气所放出的热晶Q二已知配比水蒸气的蒸气压力6kgcm'（表）先求出平均温度吨,再查吨.下的水蒸气的CfK,t=<164.2+140）/2=152.I'CCP.=8.12kca1./kgV最终计算Q=GCP.（ta-t1.）三28469.53×8.12X（164.2-140）=594376.523kca1.加热所需水蒸汽量G（IP把乙素从20C（液）加热到MOC（气）实际所需的热量Qm:即QR=Qq-Q=209718982.4-594376.523-209121605.9kca1.查蒸气压力为7kg/cm；下的水蒸气气化潜热,ZH=493774kca1.kg即GQ¼H-209124605.9/493.774=423552.084kg第一预热器（1）把原料乙苯从140C（气）加热到30Ot（气）所需热量Q1.先求出平均温度t.,再查t.下的乙苯（气）的Cp.,t.=<300+140）/2=220XCpB=46.11kca1./kgC最终计算Qi=GCP.t2-t1.）=47449.237×46.11（300-140）=350061487.203kca（2）把水蒸气从14OtC（气）加热到300C（气）所需热量Q：先求出平均温度t,=220"C,再杳I.下的水蒸气（气）的Cp=8.3kca1./kgC（3）最终计算Q：=GCp.t2-t,）=413396.829×8,3（300-140）=548990988.5kca1.第一预热器把乙苯和水蒸气混合物从M（TC（气）加热到300T（气）所需热量Q=Q+Qf350061487.203+548990988.5=899052475.703kca1.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"C（气）,计算如下：（1）把原料乙苯从300”C（气）加热到430C（气）所需热量Q1.先求出平均温度t=365"C,再查3下的乙苯（气）的Cp.=57.7kcakg',C最终计算QEGCp,½-t1.）=47449.237X57.7（430300）=355916723kca1.（2）把水蒸气从300C（气）加热到430C（气）所需热量先求出平均温度t,=365"C,再查t下的水蒸气（气）的Cp,=8.3kca1.kgtC最终计竟Q=GCp.（t2-t,）-413396.829X8.3（430-300）=446592594.384kca1.热交换器把乙米和水蒸气混合物从300'C（气）加热到430C（气）所需热址QaQa=Q1.W产355916723+446592594.384=802509317.36kca1.其次预热器（1）把原料乙苯从430"C（气）加热到550'C（气）所需热量5先求出平均温度t=490C再查t.下的乙苯（气）的Cp=65.5kca1.kg,C最终计算Q1GCp.（t1-t1）=47449.237X65.5（550-430）=372950998.89kca1.（2）把水蒸气从430'C（气）加热到550"C（气）所需热量Q：先求出平均温度t,=490C,再杳t卜的水蒸气（气）的Cpu=8.51kca1./kg'C最终计算Q=GCPk（t2-t1.）=413396.829×8.51（550-430）=422160841.775kca1其次预热器把乙莘和水蒸气混合物从430"C（气）加热到550°C（气）所需热址Q8QQ=QMJ=372950998.89+422160841.775=795111840.665kca1.反应器（1）原料从550'C（气）加热到580C（气）所需热量Qm把原料乙苯从550C（气）加热到580'C（气）所需热量先求出平均温度t,=565C再查t.下的乙苯（气）的Cp,=67.7kca1./kg,C最终计算Q=GCPt（t1.-t1）=47449.237X67.7（580-550）=96369399.332kca1.（2）把水蒸气从550'C（气）加热到58（TC（气）所需热量电先求出平均温度片565"C,再直t.F的水蒸气（气）的Cp8.65kca1./kgX（3）最终计算Q：=GCp、（t,-t1.）=413396.829×86.5（580-550）=107276477.126kca1.其次预热器把乙苯和水蒸气混合物从55（TC（气）加热到580”C（气）所需热量Q.Q如=QM产96369399.332+107276477.126=203645876.457kca1.（2）计算各反应罂所需热量Qqa,=(niai)(nai)251C下反应热（nif,）-（ni1.1）阮,Cp=a+bt+cb,=(nibi)(nb,)c'=(nici),-(nc1.)1.8=H0+H1.,*,niCpd1.=1.f*1+H1*(a,+b,+c,)dt=H0+a,(t2-t1)+1.2b,(-t12)+1.3c'(t23-t1j)各物质25'C标准生成焰律查基本有机化学工程下册，比热CP查基本有机化学工程上册，杳得结果列表如下：表3-8各物质25'C标准生成培Tab1.e3-8substanceat25OC,(hestandardentha1.pyoff<xmation组分HkcaJkg0CCp=a+bt+ct1kca1.g"Cab×101c×10n乙茶7150-8.77144160.295-100.798笨乙烯35300-6.7462147.119-96.0684乳06.4241.039-0.07804乙烯I25(X>2.83028.601-8.726笨19810409