毕业设计诚信声明
本人郑重声明：所呈交的毕业设计，是本人在指导老师的指导下，独立进行研究工作所取得的成果，成果不存在知识产权争议，除文中已经注明引用的内容外，本设计不含任何其他个人或集体已经发表或撰写过的作品成果。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律结果由本人承担。
作者签名：xxx 2010年 12 月 6 日
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目 录
一、设计任务书 …………………………………………………………………1 二、摘要 …………………………………………………………………………3 三、绪论 …………………………………………………………………………7 1.苯乙烯的性质和用途 …………………………………………………………7 2.苯乙各种生产工艺及比较 ……………………………………………………7 2.1苯乙酮法 ……………………………………………………………………7 2.2乙苯和丙烯共氧化 ………………………………………………………7 2.3乙苯催化脱氢法 …………………………………………………………8 3.主、副化学反应式 ……………………………………………………………8 4.原理、化学组成及化学性质 …………………………………………………8 5.流程叙述 ……………………………………………………………………10 5.1脱氢反应总述 ……………………………………………………………10 5.2苯乙烯蒸馏总述 …………………………………………………………11 四、物料及热量衡算 ……………………………………………………………15 （一）、苯乙烯生产全系统的物料衡算 ………………………………………15 1.反应系统物料衡算 ……………………………………………………………15 1.1反应系统进料量计算 ……………………………………………………15 1.2出水冷冷凝器的气液组成 ………………………………………………18 1.3出盐水冷凝器的气液组成 ………………………………………………20 1.4油水分离器水油组成 ……………………………………………………21 2.分离系统物料衡算 …………………………………………………………23 2.1苯乙烯精馏塔的物料衡算 ………………………………………………24 2.2苯、甲苯蒸出塔的物料衡算 ……………………………………………26 2.3苯乙烯初馏塔物料衡算 …………………………………………………28 2.4乙苯蒸出塔的物料衡算 …………………………………………………30 （二）、脱氢系统的热量衡算 ………………………………………………… 32 1．蒸发器 ……………………………………………………………………32 2、第一预热器 ………………………………………………………………33 3、热交换器 …………………………………………………………………34 4、第二预热器 ………………………………………………………………34 5、反应器 ……………………………………………………………………35 四、感谢信 ……………………………………………………………………40 五、参考文献 …………………………………………………………………41
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摘要
苯乙烯(SM)是生产塑料和合成橡胶的重要基本有机原料，主要用于生产聚苯乙烯，也可用于制备丁苯橡胶、苯乙烯一顺丁烯-苯乙烯嵌段共聚物、不饱和聚酯等。乙苯催化脱氢法是目前国内外生产苯乙烯的主要方法，采用的催化剂主要是Fe-K系催化剂，其中Fe2O3。是活性组分、K2O是活性促进剂，K2O的引入使铁系催化剂的活性有了显著提高，可以在较低的水比下应用，但K2O含量过高存在着钾的流失问题。.为了解决催化剂在使用过程中存在的问题，作者采用固定床反应器，以自制的高铁低钾氧化铁为催化剂，考察反应温度、进料比和催化剂活性对乙苯转化率、苯乙烯选择性和苯乙烯收率的影响，确定了最佳的工艺条件。本设计为10万吨/年乙苯脱氢制苯乙烯工艺流程，工艺采用具有低活性、高选择性的氧化铁系催化剂，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。
设计内容主要包括：工艺流程设计、工艺计算、设备设计等。
本设计主要由脱氢反应和精馏两个工序系统所组成。乙苯脱氢反应在绝热固定床反应器中进行，反应物送至精馏工序。先经乙苯—苯乙烯塔分离出乙苯（含苯、甲苯）和粗苯乙烯（带重组分及焦油）。乙苯馏分送苯--甲苯塔分成苯、甲苯馏分和回收乙苯，回收乙苯返回脱氢工序。粗苯乙烯送精馏塔分成精苯乙烯和焦油。
工艺计算包括主反应器和精馏塔的物料衡算以及热量衡算。
设备设计主要是对乙苯/苯乙烯分离塔进行设计，计算出实际塔板数26块，进料在第13块板，塔径1.80m，塔高20m。
齐鲁200kt/2苯乙烯装置改造完成后，乙苯/苯乙烯分离塔操作指标一直达不到设计要求，塔顶苯乙烯含量高达8%左右，远高于设计值1%的要求，而塔釜乙苯含量在0.25%左右，也高于0.08%的设计值，而且进料负荷也没有达到设计的生产能力，进料负荷越高，奋力效果越差。
通过制定工艺操作方案，搜索和考察了各种不同工艺条件对操作状况的影响，并通过冷模实验，模拟软件计算，通过操作数据的对比和分析，找出了该塔存在的问题，分析了问题产生的原因。在此基础上，提出了乙苯/苯乙烯分离塔
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的改造方案。
对分离塔成功的进行了技术改造，更换了乙苯/苯乙烯分离塔精馏段部分填料和部分塔内件，解决了困扰该塔正常运行的主要矛盾，使得改造后的分离塔运行效果明显好转。塔顶苯乙烯质量分数由原来的8%降至3%。
在进一步模拟分析研究的基础上，对该塔进行了一系列的优化操作，通过调整精馏塔的操作压力与回流比等工艺系数，使得该塔的分离效果达最终达到甚至超过设计指标，装置的生产能力得到大幅度的提高。塔顶苯乙烯含量小于1%，塔釜乙苯含量小于0.08wt%,苯乙烯产品纯度达到99.9wt%以上，取得了较好的经济效益。
关键词：乙苯；苯乙烯；精馏塔；参数优化；脱氢；蒸馏
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Abstract
Styrene (SM) is the production of plastics and synthetic rubber in important basic organic raw materials, mainly for the production of polystyrene, can also be used for the preparation of a styrene-butadiene rubber, maleate-styrene block copolymers, unsaturated polyester, etc. Ethylbenzene catalytic dehydrogenation method is by far the major domestic and foreign production of styrene, used catalyst methodology mainly Fe-K catalysts, Fe2O3. Is the active component, K2O is active promoters, K2O introduction to iron-based catalyst's activity has been significantly improved, can lower water ratios apply, K2O content too high potassium loss exists.. in order to solve the catalyst in the use process problems, the author takes a fixed bed reactor to self-made iron and low potassium oxide as a catalyst, visit reaction temperature, feed ratio and catalyst activity on Ethylbenzene conversion rate, the selectivity of polystyrene and styrene yield, determine the best process conditions. This design is 10 million tons/year of ethyl benzene dehydrogenation processes, process with low activity, high selectivity of iron oxide catalysts, reference rhuems (Lummus) company production of styrene technology, to production of styrene Ethylbenzene dehydrogenation. Designs include: process design, process calculation, equipment design, etc. This design is mainly composed of dehydrogenation and distillation two operation systems. Ethylbenzene dehydrogenation in adiabatic fixed bed reactor, reactants to the distillation process. First
Ethylbenzene-styrene Tower isolation of Ethylbenzene (benzene, toluene) and styrene (with reorganization and tar). Ethyl benzene fractions to benzene-toluene Tower into-benzene, toluene, Ethylbenzene distillate and recycle recycling Ethylbenzene returns dehydrogenation processes. Crude distillation into fine styrene sent to styrene and tar. Process
calculation includes the main reactor and distillation column material balance and thermal balance. Equipment design mainly on
Ethylbenzene/styrene separation column for design, calculation of the actual number of trays, feeding in 26 block 13 block plate, diameter 1.80m, Tower high 20m. Qilu 200kt/2 styrene plant completed,
Ethylbenzene/styrene separation column operation indicators a direct access to the design requirements, the Tower of styrene content up to 8%, much higher than the design value of 1%, while the Tower Kettle
Ethylbenzene content in 0.25%, higher than the design value of 0.08% and feed load does not meet the design production capacity, higher feed load, to lower the effect. Programme through the development of technology operations, search and inspect a variety of different conditions on the operation status, and through cold model experiments, modeling software, through the operation of data comparison and analysis, identify the problems of this tower, the analysis of the causes of the problem. On this basis, the proposed separation of Ethylbenzene/styrene Tower renovation
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programme. On separation column for the success of technology transformation, replaced Ethylbenzene/styrene separation column rectification period portion filler and some internals, solves the puzzle without doubt the normal operation of the main contradictions, making the transformation of separation column running effect markedly. Top quality score styrene from 8% to 3%. In further analysis on the basis of the study, this tower undergone a series of actions, by adjusting the pressure distillation operations and reflux ratio and so on technology, this tower of coefficient of separation effect up to ultimately achieve even exceeded the design criteria, the unit production capacity is significantly improved. The tower is less than 1% of styrene content, the content is smaller than the caldron of Ethylbenzene, styrene 0.08wt% purity achieved 99.9wt%, achieved a better economic efficiency.
Keywords: Ethylbenzene; styrene; distillation; optimization; dehydrogenase; distillation
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一、 绪论
1、苯乙烯的性质和用途
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。
2、各种苯乙烯生产工艺及比较
目前苯乙烯主要由乙苯转化而成，可通过如下四条工艺路线进行。 2.1苯乙酮法
较早采用苯乙酮法生产苯乙烯，其步骤主要分为氧化、还原和脱水三步，方程式如下：
C6H5C2H5 + O2 →
CHCOCH + HO
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3
2
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C6H5COCH3 + H2 C6H5CHOHCH3
→
C6H5CHOHCH3
→ C6H5CHCH2 + H2O
该法苯乙烯产率为75～80%，略低于乙苯脱氢法的产率，但中间副产物苯乙酮产值较高，苯乙烯的精制分离较容易。故此法在国外仍有采用。
2.2乙苯和丙烯共氧化法
本法首先在碱性催化剂作用下，使乙苯液相氧化成过氧化氢乙苯，然后与丙烯进行环氧化反应生成环氧丙烷，乙苯过氧化物则变为－苯乙醇，再经脱水得到苯乙烯，即：
C6H5C2H5 + O2↑ → C6H5CHOOHCH3 C6H5CHOOHCH3 + CH3CHCH2
→ C6H5CHOHCH3+ C3H6O
C6H5CHOHCH3 → C6H5CHCH2 + H2O
本过程以乙苯计的苯乙烯产率约为65%，低于乙苯脱氢法的产率。但它还能生产重要的有机化工原料环氧丙烷，综合平衡仍有工业化的价值，故目前国外也有采用此法生产的。
2.3乙苯氧化脱氢法
乙苯氧化脱氢法是目前尚处于研究阶段生产苯乙烯的方法。在催化剂和过热蒸汽的存在下进行氧化脱氢反应的，即：
2C6H5C2H5 + O2↑ 2C6H5CHCH2 + 2H2O
此方法可以从乙苯直接生成苯乙烯，还可以利用氧化反应放出的热量产生蒸汽，反应温度也较催化脱氢为低。研究的催化剂种类较多，如氧化镉，氧化锗，钨、铬、铌、钾、锂等混合氧化物，钼酸铵、硫化钼及载在氧化镁上的钴、钼等。但这些催化剂在多处于研究阶段，尚不具备工业化条件，有待进一步研究开发。
2.4乙苯催化脱氢法
这是目前生产苯乙烯的主要方法，目前世界上大约90%的苯乙烯采用该方法生产。它以乙苯为原料，在催化剂的作用下脱氢生成苯乙烯和氢气。反应方程式如下：
C6H5C2H5 → C6H5CHCH2 + H2↑ 同时还有副反应发生，如裂解反应和加氢裂解反应：
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C6H5C2H5 + H2↑ → C6H5CH3+ CH4 C6H5C2H5 + H2↑ → C6H6 + CH3CH3 C6H5C2H5 → C6H6 + CH2CH2 高温裂解生碳：
C6H5C2H5 → 8C + 5H2↑ 在水蒸汽存在下，发生水蒸汽的转化反应：
C6H5C2H5 + 2H2O → C6H5CH3 + CO2 + 3H2 此外还有高分子化合物的聚合反应，如聚苯乙烯、对称二苯乙烯的衍生物等。
3、主、副化学反应式
乙苯在脱氢反应器中主要发生下列反应： 主反应：C6H5C2H5 → C6H5CHCH2 + H2 副反应：C6H5C2H5 + H2↑ → C6H5CH3+ CH4 C6H5C2H5 + H2=↑ → C6H6 + CH3CH3 C6H5C2H5 → C6H6 + CH2CH2
4、原理、化学组成及化学性质
苯乙烯（SM）是乙苯（EB）经过高吸热脱氢反应而生成：
EB=SM+H2
反应深度由平衡控制：
（1）汽态平衡常数为：KP=PSM×PH2/PEB=PT×YSM×YH2/YEB
其中：PT——系统总压；PSM(H2/EB)——各对应组分分压；YSM(H2/EB)—— 各对应组分摩尔分率；
（2）对于所有吸热气相反应，平衡常数随着温度的提高而增加，这时反应平衡关系如下：
lnKP=A—B/T （T：K，KP：atm） 其中：A=16.0195，B=3279.47；
因此，温度升高，EB转化为SM的转化率亦随之升高。
EB/SM混合物还进行一些不受平衡控制的初级反应（副反应），其中首要的是脱烃反应，特性如下：
C6H5C2H5=C6H6+C2H4
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C6H5C2H5+H2=C6H5CH3+CH4
其他反应生成少量的α—甲基苯乙烯（AMS）和其他高沸物。 甲烷和乙烯亦参与蒸汽重整反应，主要是甲烷反应：
CH4+2H2O=CO2+4H2O
我们还观察到：水/汽转换反应在反应温度下接*衡。
CO2+H2=CO+H2O
通常，在苯和甲苯的生成中，甲烷和乙烯的量总是比预期的要少。一氧化碳通常是二氧化碳的10%（摩尔）。在反应器的设计中应该记住：在接近反应平衡时SM停止生成，而苯和甲苯却继续生成，实际上并没有限度。另外，因为SM的生成部分地受到扩散的控制，因此，随着温度的上升，苯和甲苯的生成率要比SM的生成快得多。
EB脱氢的主要操作和设计变量 （1）温度
（2）催化剂量及催化剂 （3）压力 （4）蒸汽稀释
因为EB脱氢生成SM的反应是吸热反应，所以反应混合物的温度随反应加深而降低。反应速率降低的原因其一是反应越来越接*衡，反应推动力越来越小，其二在反应速率常数的降低。在一般设计中，在第一个三分之一的催化剂床层上，约有80%的温降产生。在基于这样的原理基础上，有一个很高的入口反应温度当然是很理想的。然而，与促进催化脱氢相比，高温更会增加非选择热反应和脱烃反应的速度而生成苯和甲苯。因此，要达到很好的选择性，需要有效的入口温度上限。
相对于EB进料而言，催化剂数量对优化操作起着重要的作用。催化剂太少，则不会接*衡，而催化剂太多，则还没有完全通过催化剂床层EB转化就达到平衡并停止转化，而副反应继续进行，反应转化率和选择性降低（从物料平衡和装置生产率）。
目前有很多种EB脱氢催化剂，这些催化剂一般分为两类：（1）高活性、低选择性；（2）低活性、高选择性。采用低活性、高选择性催化剂的设计有比较好的效益。本设计装置拟采用的正是此种催化剂。如果在将来相当长的一段时间
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内想要提高生产率而又允许有一定的损失的话，高活性、低选择性催化剂可在同样的设备中装填使用。
平衡常数有压力的范围，因为转化一个摩尔EB会生成两个摩尔的产物。所以，较高的系统压力会使脱氢反应的平衡左移（即抑制EB的转化），从而降低EB的转化率。较低的压力将使EB转化较高，同时选择性也不受太大的影响。
蒸汽稀释能减少EB、SM和氢气的分压，其效果与降低压力一样。蒸汽稀释还有其他等同的重要作用。首先，蒸汽向反应混合物提供热量。其结果是对于一定的EB转化而言，温度降低很多，在同样的入口温度下EB转化更多。第二，少量的蒸汽表现为能使催化剂保持在所需的氧化状态，具有很高的活性，此蒸汽量随催化剂的使用情况而有所不同。第三，蒸汽能抑制高沸物沉积在催化剂上，如果允许超过一定的限度，这些结焦生成物最终会污染催化剂，使其活性降低而无法使用。
由于上述作用，单程EB转化率在温度、压力、催化剂、蒸汽稀释等方面受到限制，对实际的单级反应器来讲EB转化率只有40～50%。但是，如果出料被再加热到第一级入口温度，混合物便无法平衡。如果再加热的混合物被送到第二个催化剂床层，那么，它又可以进一步转化为SM，直至再次接*衡。由于受到其他变量因素的影响，EB转化总量可达到70～85%。再加热和增加级数的过程可视经济效益多次重复，每增加一级，转化率和选择性便逐渐降低。因此，本设计采用两级反应器以获得较好的经济效益。
5、流程叙述
5.1脱氢反应总述：
EB蒸汽/蒸汽混合物与EB/蒸汽过热器二级反应器流出物进行热交换而产生过热，并进入一级反应器进口，在这里与主过热蒸汽混合，以便达到理想的一级反应器的进口温度。EB和蒸汽混合物径向从内向外地进入催化剂床层，一部分EB反应生成SM，由于进行吸热反应，温度降低。混合流出物与过热蒸汽进行换热而得到重新加热并径向通过第二个催化剂床层。大部分EB反应生成SM（受平衡限制）和少量副产品。
反应器系统的流出物由于两个压力等级的蒸汽再生而进行冷却。冷却的反应器产品与部分未汽提的工艺冷凝液被过热降温，并在主冷凝器中冷凝。冷凝液因重力作用自动流至有机混合物/水分离器，而未冷凝的蒸汽进一步得到冷却并在
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调节冷却器中冷凝。调节冷凝器中的冷凝液也流向有机混合物/水分离器。在有机混合物/水分离中，芳烃和工艺冷凝液构成两个相位。被称之为“脱氢混合物（DM）”的芳烃相流进有机物分隔间，随后进行SM产品精馏和对未反应的EB、及副产物苯、甲苯和高沸物进行回收。水相因重力在有机混合物/水分离器的主分离室中分离。
工艺冷凝液用泵压送至用来除去夹带有机物的撇沫罐。一部分冷凝液被过滤，以除去催化剂尘末，然后用来对冷却的反应器流出物进行降温。净工艺冷凝液通过汽提除去溶解的有机物。冷凝液首先由汽提塔的塔顶液/进料内部换热器进行预热，然后通过蒸汽喷射器的直接蒸汽加热至工艺冷凝液汽提塔操作温度，以把塔中汽提过程中的损失降低到最低程度。从调节冷却器出来的未冷凝气体为脱氢废气，含有氢、二氧化碳、甲烷和大量的芳烃。气体通过压缩机入口罐，然后送往废气压缩机，压缩气体通过一个分离罐，然后再进入废气冷却器，冷却气体中的芳烃通过循环半柏油的洗涤而减少，并经冷却后返回吸收塔；废气则通过一个密封罐进入燃料补充系统而用作蒸汽过热器的燃料。
5.2苯乙烯蒸馏总述：
苯乙烯蒸馏的目的是将从脱氢反应系统出来的液态芳烃混合物分馏成： a、一种高纯度的苯乙烯产品（苯乙烯聚合物最小损失） b、循环至脱氢反应系统的EB物料流
c、苯乙烯焦油物料流（含有苯乙烯聚合物、重馏分和少量苯乙烯） d、适合作为EB装置进料的苯物料流 e、甲苯副产品物料流
从有机混合物/水分离器出来的水饱和有机混合物（约含有苯：1.4%(W)、甲苯：2.8%(W)、EB：25.5%(W)、苯乙烯：69.2%(W)以及一些高沸物）被送入EB/SM分离塔。从分离塔出来的塔顶产品流（含有苯、甲苯、几乎占进料中全部的EB以及约0.25%(W)的苯乙烯）被送入EB回收塔。含有0.05%(W)甲苯的EB回收塔塔底产品循环至脱氢反应系统；EB回收塔塔顶产品，即苯-甲苯混合物以及不足0.1%(W)EB被送入苯/甲苯分离塔，苯/甲苯分离塔将其分离为含约0.1%(W)甲苯的塔顶产品和含约0.1%(W)苯的塔底甲苯产品。
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从EB/SM分离器出来的塔底液物料流，含有塔进料中的几乎所有苯乙烯，沸点高于SM的复合物，NSI聚合阻聚剂（另外送入分离塔），少量EB和分离塔中生成的苯乙烯聚合物被送入SM塔。SM塔顶产品为99.7%(W)纯度（最低）的苯乙烯产品；回流中加入TBC，以抑制塔中的聚合反应。
含有约50%(W)挥发物（（SM+AMS）和焦油（低粘度））的SM塔底液被送至薄膜蒸发器。蒸发器蒸发挥发物并将其送回到SM塔底。蒸发器部分塔底液（塔底总量的2/3）被泵送至EB/SM分离塔进行NSI循环。含有约5.4%(W)残存苯乙烯的净塔底液送至贮罐，作为燃料使用。
为把苯乙烯聚合物生成降低到最低限度，EB/SM分离塔、SM塔和薄膜蒸发器都减压运行，这样可以降低工作温度。
A、乙苯/苯乙烯分离塔（T101）
EB/SM分离塔是一台筛板塔塔，在真空下（塔顶绝压为180～200mmHg）运行操作。其目的是分离乙苯与苯乙烯。生产出一种塔釜产品，它含有苯乙烯、α-甲基苯乙烯、聚合物、高沸物以及少量可精制成合格苯乙烯的EB；同时，塔顶产出产品，它含有基本上全部的EB、苯和甲苯并带有约1.0%(W)苯乙烯。该塔的第二个目的是在分离时最大程度地减少苯乙烯转换成聚合物的损失。有机混合物进料从有机混合物/水分离器由泵送至EB/SM分离塔。进料在49#塔板上进入该塔，NSI溶液随进料进入该塔，来自薄膜蒸发器底部的循环NSI溶液在SM/柏油混合器的上游加入至EB/SM分离塔进料。为取得理想的分离效果，EB/SM分离塔在高回流比下操作，设计回流比为10.0～12。通往再沸器的蒸汽流量根据使塔产生理想的回流比来确定。该塔再沸器所需的热能由350kPa的压力的蒸汽所提供。在生产中保持理想的苯乙烯纯度的关键是正确操作EB/SM分离塔，作为苯乙烯里的主要杂质，EB一旦离开分离塔塔底后总是进入SM分离塔塔顶，在苯乙烯塔里的实际分离是在苯乙烯和α-甲基苯乙烯之间进行，进行分离的关键是要有足够的蒸汽流入再沸器。
B、SM精馏塔（T301）
SM精馏塔是一座在真空下（塔顶绝压为30～50mmHg）进行操作的有36层塔板的塔。其目的是将来自EB/SM分离塔的塔釜液中的进料进行分离，以便从塔顶产出99.7%(W) 以上的苯乙烯产品物流。该塔的第二个目的是将该塔釜液经薄膜蒸发器汽提后，可生产出苯乙烯焦油，其中，苯乙烯和α-甲基苯乙烯含量相加
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不超过16%(W)。在SM分离塔的进料中含有98%(W)的苯乙烯、一些高沸点化合物（聚合物、α-甲基苯乙烯及其他物料）、一些低沸点物料（EB）以及NSI阻聚剂。TBC（叔丁基邻苯二酚）在苯乙烯单体里以2%(W)溶液的形式被注入回流管线以抑制塔内苯乙烯的聚合，设计回流比为0.8～1.0。SM分离塔所需的热量由350kPa压力等级的蒸汽所提供的。
C、甲苯/乙苯回收塔（T201）
EB回收塔是一座有40层塔板的带压塔。其目的是分离从EB/SM分离塔的塔顶来料，在设计回流比为8.0～10的操作下，进入第28层塔板，获得塔顶产物：苯/甲苯物流，塔底产物：大约含0.05%(W)的甲苯以及大约含0.3%(W)苯乙烯的EB物流，塔釜液循环至脱氢反应系统。该塔再沸器所需的热能由1100kPa蒸汽所提供。
D、苯/甲苯分离塔（T401）
苯/甲苯分离塔是带压操作的4床层填料塔。EB回收塔的塔顶物流送入该塔，在设计回流比为2.0～3.0的操作下，分离出约含0.35%(W)的甲苯的苯塔顶产品和约含0.1%(W)的苯的甲苯塔釜产品。本塔使用的填料是碳钢鲍尔环。为避免液体分布的不均匀，该塔使用4个独立的填料床层，在每层顶部装有一台液体分布器。该塔再沸器所需的热能由1100kPa蒸汽所提供。苯/甲苯分离塔的关键部位是位于第三填料床层下的温度控制，每单位床层高度的温度变化率在此达到最大限度。该温度可以通过重新设定进入再沸器的蒸汽流量控制来进行调整。回流比可以通过产品规格的需要来控制。
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二、物料及热量衡算
（一）、苯乙烯生产全系统的物料衡算
取每小时产量为计算基准
1、反应系统
（流程方框示意图如下）
新鲜乙苯 循环乙苯 配比水蒸气 乙苯贮罐 乙苯蒸发器 油层 反应器第二预热器第一预热器去分离油系统 炉贮罐油水分离器气相放空 气相 液相 盐水冷凝器 水冷凝器 液相 热交换器 1.1反应系统进料量计算 （1）苯乙烯每小时产量：（年生产能力/开工时间）
1×108kg/7200h=13888.889kg/h
（2）每小时产量中纯苯乙烯量：（苯乙烯每小时产量×产品苯乙烯纯度）
13888.889×99.5%=13819.444kg/h
（3）苯乙烯每小时生成量：[每小时产量中纯苯乙烯量/（1－3%）]
13819.444/(1-3%)=14246.849kg/h
（4）所需新鲜乙苯量：[苯乙烯每小时生成量×乙苯分子量/（苯乙烯收率×新鲜乙苯纯度×苯乙烯分子量）]
14246.849×106/(90%×99%×104)=16297.225 kg/h
（5）所需乙苯总量：[苯乙烯每小时生成量×乙苯分子量/（单程转化率×主反应选择性×新鲜乙苯纯度×苯乙烯分子量）]
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水层去生化处理
14246.849×106/(42%×92%×99%×104)=37959.373 kg/h
（6）循环乙苯量：（所需乙苯总量－所需新鲜乙苯量）
37959.373-16297.225=21662.148 kg/h
（7）水蒸气所需量：（所需乙苯总量×水蒸汽稀释比）
37959.373×1.5=56939.06 kg/h
（8）新鲜乙苯中含二甲苯量：（所需新鲜乙苯量×二甲苯含量）
16297.22×1%=162.972 kg/h
（9）循环乙苯中含二甲苯量及苯乙烯量：
21662.148×0.5%=108.311 kg/h
（10）新鲜乙苯组成：
组成 wt% kg/hr （11）乙苯贮罐中原料组成：（新鲜乙苯＋循环乙苯）
组成 wt% kg/hr （12）乙苯蒸发器中原料组成：（乙苯贮罐中原料＋水蒸气所需量）
组成 wt% kg/hr （13）反应后各种产物的生成量：
C 2H 5 C 2 H 3 + H 2 ↑ 92% 主反应：
106 104 2 14520.827 14246.849 273.978
副反应： C8H10 C6H⁴ + C2H4 106 78 28
18
乙苯 99 16134.253 二甲苯 1 162.972 ∑ 100 16297.225 新鲜乙苯 42.93 16297.225 循环乙苯 57.07 21662.148 ∑ 100 37959.373 乙苯储罐中原料 40 37959.373 水蒸气所需量 60 56939.06 ∑ 100 94898.433 2.5%
15783.508×2.5% 20.97 104.230
C8H10 + H2 C7H8 + CH4↑ 4.7% 106 2 92 16 15783.508×4.7 13.997 643.848 111.974
C8H10
→
8C + 5H2↑ 0.3%
106
96 10
15783.508×0.3% 42.883 4.467
C + H2O CO2 + 2H2 12
18 44 4
42.883 64.324 157.238 14.294
C8H10 C16H18 + 2H2↑
106 210 4
15783.508×0.5% 156.347 1.489
计算结果列表如下：
19
0.5%
组分 乙苯 二甲苯 苯乙烯 氢气 乙烯 甲烷 甲苯 二氧化碳 水 苯 二聚体 ∑ 分子量 106 106 104 2 28 16 92 44 18 78 210 － 进料量 kg/hr 37579.779 271.303 108.331 0 0 0 0 0 56939.060 0 0 94898.473 kmol/hr 354.526 2.559 1.042 0 0 0 0 0 3163.281 0 0 3521.408 kg/hr 21796.271 271.303 14246.849 280.232 104.230 111.974 643.848 157.238 56847.736 290.357 156.346 94933.384 出料量 kmol/hr 205.625 2.559 136.989 140.116 3.7225 6.998 6.998 3.574 3159.707 3.723 0.7445 3670.7565 yi % 5.602 0.069 3.732 3.817 0.101 0.191 0.191 0.097 86.078 0.101 0.020 99.999 1.2出水冷冷凝器的气液组成：
①离开水冷冷凝器的液体组成xi：
可认为H2、C2H4、CO2完全不冷凝，二聚体完全被冷凝。 假设气化率V（0.030～0.050），由公式xi利用∑Xi=1，检验所设的V是否正确。 设气化率V=0.0448
例如：乙苯Ki=0.02358 V(Ki-1) +1=0.0448（0.02358-1）+1=0.9609 计算结果列表如下： 组成 乙苯 Xf i 0.05602 Pi0 xfivki11求出Xi，
KiPi0P V（ki－1）+1 0.95626 xixfivki110.05858 0.0283 0.02358 20
苯乙烯 水蒸气 二甲苯 甲苯 苯 ∑Xi=0.05858+0.03904+0.89860+0.00072+0.00199+0.00105
=0.99998
所以，所设V是正确。
②未冷凝的气体组成yi：
由Li=Lxi（kmol/hr），L=（1－V）F，则Vi=Fi－Li（kmol/hr），yi=Vi/∑xi 离开水冷器的液体总量：L=（1－V）F（kmol/hr） L=(1-V)F (kmol/hr) L=(1-0.0448)×3670.756 =3506.306 kmol/hr 计算结果列表如下： 组成 乙苯 苯乙烯 水蒸气 二甲苯 甲苯 苯 氢气
0.03732 0.0191 0.01592 0.95591 0.03904 0.86078 0.0726 0.0605 0.95791 0.89860 0.00069 0.00191 0.00101 0.0249 0.0778 0.2405 0.02075 0.06483 0.20042 0.95613 0.95810 0.96418 0.00072 0.00199 0.00105 Fi kmol/hr Li=Lxi kmol/hr 205.625 136.989 3159.707 2.559 6.998 3.723 140.116 205.399 136.886 3150.766 2.525 6.978 3.682 0 Li kg/hr 21772.294 14236.144 56713.788 267.650 641.976 287.196 0 21
Vi=Fi－Li kmol/hr 0.226 0.103 8.941 0.034 0.020 0.041 140.116 Vi kg/hr 23.956 10.712 160,938 3.604 1.840 3.198 yi % 0.1380 0.0629 5.4593 0.0208 0.0122 0.0250 280.232 85.5534
二氧化碳 甲烷 乙烯 二聚体 ∑ 3.574 6.998 3.723 0.744 3670.756 0 0 0 0.744 3506.980 0 0 0 156.346 94075.394 3.574 6.998 3.723 0 163.776 157.238 111.974 104.230 0 2.1822 4.2729 2.2732 0 857.922 99.9999 1.3出盐水冷凝器的气液组成：（T进=40℃，T出=－10℃）
为了简化计算起见，参照清华大学1千吨苯乙烯工艺设计说明书，经盐水冷凝器后，绝大多数芳烃和水冷凝成液体，各冷凝下来量如下：（wt%）
组成 各物质被冷凝量 ①出盐水冷凝器液相组成Xi：
Li =Fi×wt% xi= Li/∑Li×100% （wt%） 计算示例：（乙苯为例） Li=23.956×0.85 =20.363
0 0 0 0 92 75 66.7 71.5 85 86.2 H2 CO2 CH4 C2H4 H2O 甲苯 二甲苯 苯 乙苯 苯乙烯 xi =0.1921/8.5736
=2.2406 计算结果列表如下：
组成 乙苯 苯乙烯 水蒸气 二甲苯 甲苯 苯 Fi kmol/hr 0.226 0.103 8.941 0.034 0.02 0.041 Fi kg/hr 23.956 10.712 160.938 3.604 1.840 3.198 Li kg/hr 20.363 9.234 148.063 2.404 1.380 2.287 Li kmol/hr 0.1921 0.0888 8.2257 0.0227 0.0150 0.0293 xi wt% 2.2406 1.0357 95.9422 0.2648 0.1749 0.3417 22
∑ 9.365 204.248 183.731 8.5736 99.9999 ②出盐水冷凝器气相组成yi：（根据Vi=Fi－Li） 计算示例：(乙苯为例)
Vi= 23.956-20.363=3.593 kg/hr yiwt%=3.593/674.191=0.5329
计算结果列表如下：
组分 乙苯 二甲苯 苯乙烯 氢气 乙烯 甲烷 甲苯 二氧化碳 水 苯 ∑ Fi kg/hr 23.956 3.604 10.712 280.232 104.230 111.974 1.840 157.238 160.938 3.198 857.922 Li kg/hr 20.363 2.404 9.234 0 0 0 1.380 0 148.063 2.287 138.731 Vi=Fi－Li kg/hr 3.593 1.200 1.478 280.232 104.230 111.974 0.460 157.238 12.875 0.911 674.191 yi wt% 0.5329 0.1780 0.2192 41.5657 15.4600 16.6086 0.0682 23.3225 1.9097 0.1351 99.9999 1.4油水分离器水油组成：
①各种物质在水中溶解度可查《化工工艺算图》第一册的清华大学计算说明书：
名称 溶解度g/100gH2O ②计算油水分离器加入量，并计算出油层、水层总量及其组成：
23
苯 甲苯 乙苯 苯乙烯 聚苯乙烯 0.1 二甲苯 0.18 0.05 0.0217 0.04 0
Li=Li水冷＋Li盐冷（kg/hr）
被溶解量（水带走量）=溶剂量（水总量）×溶解度 未溶解量（油层物质量）= Li－被溶解量
计算示例：（乙苯为例）：Li水冷=21772.294 kg/hr Li盐冷=20.363 kg/hr
Li=217792.294+20.363=21792.657 kg/h 被溶解量=56861.851×0.0217/100=12.339 kg/hr
未溶量=21792.657-12.339=21780.318 kg/hr
计算结果列表如下： 组分 乙苯 苯乙烯 水 二甲苯 甲苯 苯 二聚体 ∑ 对反应系统进行物料衡算：（kg/hr） 组分 乙苯 二甲苯 苯乙烯
Li水冷kg/hr 21772.294 14236.144 56713.788 267.650 641.976 287.196 156.346 94075.394 Li盐冷kg/hr 20.363 9.234 148.063 2.404 1.380 2.287 0 183.731 Likg/hr 21792.657 14245.378 被溶量kg/hr 未溶量kg/hr xi水wt% 0.0216 0.0398 99.6089 0 0.0498 0.1793 0.0996 99.9999 xi油wt% 58.5893 38.2591 0 0.7264 1.6541 0.5034 0.2676 99.9999 12.339 22.745 21780.318 14222.633 0 270.054 614.925 187.132 99.484 56861.851 56861.851 270.054 643.356 289.483 156.346 0 28.431 102.351 56.862 94259.125 57084.579 37174.546 进 料 出 料 进入反应系统kg/hr 盐水冷凝器放空量kg/hr 被溶量kg/hr 未溶量kg/hr 37579.779 271.303 108.331 24
3.593 1.200 1.478 12.339 0 22.745 21780 270.054 14222.633
氢气 乙烯 甲烷 甲苯 二氧化碳 水 苯 二聚体 ∑ 计算总进出物料量，
0 0 0 0 0 56939.060 0 0 94898.473 280.232 104.230 111.974 0.460 157.238 12.875 0.911 0 674.191 / / / 28.431 / 56861.851 102.351 56.862 57084.579 / / / 614.925 / 0 187.132 99.484 37174.546 ∑进料=37579.779+271.303+108.331+56939.060
=94898.473kg/hr
∑出料=674.191+57084.579+37174.546 =94933.316kg/hr 由以上可知是平衡。
2、分离系统（流程方框示意图如下）
返回炉油贮罐 产品苯乙烯 物料来自炉油贮罐 乙苯蒸出塔 苯、甲苯蒸出塔 苯乙烯初馏塔 苯乙烯精馏塔 去苯乙烯回收 作循环乙苯返回反应系统
25
2.1苯乙烯精馏塔的物料衡算：
①塔顶产品量：
1×108/7200=13888.889kg/hr
②塔釜产量：
已知塔釜组成（wt%）：二甲苯29%，苯乙烯35%，焦油36% 到苯乙烯精馏塔焦油量增加到苯乙烯1.2%
∴进入苯乙烯精馏塔的总焦油量=未溶量（油层中苯乙烯量）×1.2%
=14222.633×1.2%=170.672 kg/hr
塔釜总量=进入苯乙烯精馏塔的总焦油量/36%
=170.672/26%=474.089 kg/hr
苯乙烯量=塔釜总量×35%
=474.089×35%=165.931 kg/hr
二甲苯量=塔釜总量×29%
=474.089×29% =137.486kg/hr
③焦油带走苯乙烯量(165.931kg/hr)： 即塔釜焦油带走的苯乙烯量80%能回收
④塔顶产品中各组分的量： 苯乙烯=产量×99.5%
=13888.889×99.5% =13819.445kg/hr
二甲苯=进入分离系统的二甲苯量－循环乙苯中二甲苯量－本塔塔釜二甲苯量
=270.054-108.311-137.486 =24.257kg/hr
乙苯（wt%）=1―99.5%―二甲苯wt%≯0.35%
=1-99.5-0.00174565=0.325≯0.35%
∴产品符合要求
26
⑤苯乙烯在苯乙烯精馏塔中的抽空损失量 苯乙烯总损失=脱氢后苯乙烯的3%
=14246.849×3% =427.405kg/hr
分离系统中生成焦油量=进入苯乙烯精馏塔的总焦油量－反应生成二聚体量
=170.672-99.484 =71.188kg/hr
消耗苯乙烯量=分离系统中生成焦油量×208/210
=71.188×208/210 =70.510kg/hr
苯乙烯精馏塔聚合消耗苯乙烯量=苯乙烯未溶量×（1.2%-1.15%）×208/210
=14222.633×（1.2%-1.15%）×208/210 =7.043kg/hr
苯乙烯在分离系统中的抽空损失=总损失量－盐水冷凝器放空量－油水分离器带走量－焦油带走量－聚合成焦油量
=427.405-1.478-22.745-165.931-70.510
=166.741kg/hr
苯乙烯在苯乙烯精馏塔中抽空损失占总抽空损失的74.5% 苯乙烯在苯乙烯精馏塔中抽空损失=166.741×74.5%
=124.222kg/hr
⑥进料组成：
苯乙烯=塔顶量＋焦油带走苯乙烯量＋苯乙烯在苯乙烯精馏塔中抽空损失＋苯乙烯精馏塔聚合消耗苯乙烯量
=13819.445+165.931+124.222+7.043 =14116.641kg/hr 乙苯量=乙苯塔顶量
=13888.889×0.5%-24.257 =45.187kg/hr 二甲苯=塔顶量＋塔釜量
=137.486+24.257
27
=161.743kg/hr
焦油量=未溶量（油层中苯乙烯量）×1.15%
=14222.633×1.15% =163.560kg/hr
⑦苯乙烯精馏塔的物料衡算表
进 料 kg/hr 苯乙烯 乙苯 二甲苯 焦油 ∑ 计算总进出物料量，并说明是否平衡。 ∑进料=14116.641+45.187+161.743+163.560 =14487.131kg/hr
∑出料=13888.889+474.089+124.222
=14487.2kg/hr 由上可知所以计算平衡
161.743 163.560 1.116 1.129 24.257 0 0.175 0 137.486 29.000 170.672 35.999 0 0 124.222 14116.641 45.187 97.443 0.312 13819.445 45.187 99.500 0.325 165.931 34.999 0 0 124.222 0 wt% 塔顶产品 kg/hr wt% 脱焦釜残渣出料量 kg/hr wt% 抽空量kg/hr 组成 14487.131 100.000 13888.889 100.000 474.089 99.999 2.2苯、甲苯蒸出塔的物料衡算
①塔顶量及其组成：
苯、甲苯在分离系统全部在苯、甲苯蒸出塔塔顶蒸出 塔顶总量=未溶量中苯、甲苯量之和/99%
=（187.132+614.925）/99%
28
=810.159 kg/hr
乙苯量=塔顶总量×1%
=810.159×1% =8.102kg/hr ②塔釜量=循环乙苯量
=21796.271-21662.148×99% =350.744kg/hr
乙苯总损失量=出反应器的乙苯量－循环中纯乙苯量
=21796.271-21662.148×99% =350.744kg/hr
③乙苯抽空损失=总损失量－尾气带走量－油水分离器带走量－苯、甲苯蒸出塔带走量－产品中带走量
=350.744-3.593-2.339-8.102-45.187
=281.523kg/hr
④进料量及其组成： 乙苯=塔釜量＋塔顶量
=21662.148+8.102 =21670.250kg/hr
苯、甲苯与塔顶量相同，二甲苯、苯乙烯与塔釜量相同 苯：187.132 kg/hr 甲苯：75.902kg/hr 二甲苯：108.311 kg/hr 苯乙烯：108.311kg/hr ⑤苯、甲苯蒸出塔物料衡算表 组成 乙苯 苯乙烯 二甲苯 甲苯 苯
进 料 kg/hr 21670.250 108.311 108.311 614.925 187.132 wt% 95.510 0.447 0.447 2.710 0.825 塔 顶 kg/hr 8.102 0 0 614.925 187.132 29
塔 釜 kg/hr wt% wt% 1.000 0 0 75.902 23.098 216662.148 99.0101 108.311 108.311 0 0 0.495 0.495 0 0
∑ 22688.929 99.999 810.159 100.000 21878.77 100.000
2.3苯乙烯初馏塔物料衡算
①塔釜量：（与苯乙烯精馏塔进料量相同）（列表） 组成 kg/hr ②苯乙烯初馏塔乙苯抽空损失：（乙苯在苯乙烯初馏塔中抽空损失占总抽空损失的25%）
苯乙烯初馏塔乙苯抽空损失=281.523×25%
=70.381kg/hr
③苯乙烯初馏塔苯乙烯抽空损失：（在苯乙烯初馏塔中抽空损失占总抽空损失的25%）
苯乙烯初馏塔苯乙烯抽空损失=166.741×25%
=41.685（kg/hr）
④苯乙烯初馏塔总抽空损失=该塔苯乙烯抽空损失＋该塔乙苯抽空损失
=70.381+41.685 =112.066（kg/hr）
⑤（苯乙烯占塔顶组成的40%，乙苯占60%）
进料量（F）=塔顶量（D）＋塔釜量＋苯乙烯初馏塔总抽空损失
F=D+14487.131+112.066（Ⅰ）
对苯乙烯物衡：0.72F－(塔釜送出焦油量－进塔的焦油量)×208/210=0.4D＋塔釜苯乙烯量＋苯乙烯初馏塔苯乙烯抽空损失
即0.72F－(油出－油进) ×208/210=0.4D+14116.641+41.685（Ⅱ）
其中: (塔釜送出焦油量－进塔的焦油量)= 未溶量（油层中苯乙烯量）×（1.15%－1.12%）
(油出－油进)=14222.633×（1.15%－1.12%）=4.267
30
苯乙烯 14116.641 乙苯 45.187 二甲苯 161.743 焦油 163.560 ∑ 14487.131
联立方程（Ⅰ）（Ⅱ）解得塔顶量D和进料量F
D=11409.782（kg/hr） F=26008.979（kg/hr） ⑥进料量F:
焦油量=未溶量（油层中苯乙烯量）×1.12%
=14222.633×1.12% =159.293（kg/hr） 苯乙烯量=0.72F
=0.72×26008.979 =18726.465（kg/hr）
乙苯量=塔釜乙苯量＋塔顶乙苯量＋苯乙烯初馏塔乙苯抽空损失
=45.187+6845.869+70.381 =6961.437（kg/hr）
⑦苯乙烯初馏塔物料衡算表 组成 苯乙烯 乙苯 二甲苯 焦油 159.293 0.612 0 0 163.560 1.129 0 161.743 0.622 0 0 161.743 1.116 0 6967.473 26.766 6845.8692 60.000 45.187 0.312 70.381 18726.465 72.000 4563.9128 40.000 14116.641 97.443 41.685 进 料 kg/hr wt% 塔 顶 kg/hr wt% 塔 釜 kg/hr wt% 抽空量kg/hr ∑ 26008.938 100.000 11409.782 100.000 14487.131 100.000 112.066
31
2.4乙苯蒸出塔的物料衡算
①塔釜量=苯乙烯初馏塔进料量（列表） 组成 （kg/hr） ②塔顶量=苯、甲苯蒸出塔进料量（列表） 组成 （kg/hr） ③乙苯蒸出塔乙苯抽空损失：（乙苯在乙苯蒸出塔中抽空损失占总抽空损失的75%）
乙苯蒸出塔乙苯抽空损失=281.523×75%
=211.142（kg/hr）
④乙苯蒸出塔苯乙烯抽空损失：（苯乙烯在乙苯蒸出塔中抽空损失占总抽空损失的0.5%）
乙苯蒸出塔苯乙烯抽空损失=166.741×0.5%
=0.834（kg/hr）
⑤乙苯蒸出塔聚合耗苯乙烯量=（苯乙烯初馏塔进塔的焦油量－未溶水的油层中焦油量）×208/210
=（159.293－99.484）×208/210 =59.239（kg/hr）
⑥进料量：
二甲苯=塔顶量＋塔釜量
=161.743+108.311 =270.054（kg/hr）
焦油量=未溶水的油层中焦油量99.484（kg/hr） 甲苯量=塔顶量（614.925kg/hr）
32
苯乙烯 乙苯 二甲苯 161.743 焦油 159.293 ∑ 26008.938 18726.465 6961.437 乙苯 苯乙烯 二甲苯 甲苯 614.925 苯 ∑ 21670.250 108.311 108.311 187.132 22688.929
苯量=塔顶量（187.132kg/hr）
乙苯量=塔顶量＋塔釜量＋乙苯蒸出塔乙苯抽空损失
=21670.250+6961.437+211.142 =28842.829（kg/hr）
苯乙烯量=塔顶量＋塔釜量＋乙苯蒸出塔苯乙烯抽空损失＋乙苯蒸出塔聚合耗苯乙烯量
=108.311+18726.465+0.834+59.239 =18894.849（kg/hr） ⑦乙苯蒸出塔物料衡算表 组成 苯乙烯 乙苯 二甲苯 甲苯 苯 焦油 ∑ 99.484 0.203 0 0 159.293 0.612 0 211.976 614.925 187.132 1.257 0.383 614.925 187.132 2.710 0.825 0 0 0 0 0 0 270.054 0.553 108.311 0.477 161.743 0.622 0 28842.829 58.972 21670.250 95.510 6961.437 26.766 211.142 18894.849 380.632 108.311 0.477 18726.465 72.000 0.834 进 料 kg/hr wt% 塔 顶 kg/hr wt% 塔 釜 kg/hr wt% 抽空量kg/hr 48909.469 100.000 22688.929 99.999 26008.938 100.000 33
三、脱氢系统的热量衡算(以下计算以一小时为基准)
1、蒸发器：
原料：为计算方便，故把原料全部看成乙苯
已知：乙苯常压下沸点为136.2℃，蒸发器出口温度140℃ 把乙苯从20℃（液）加热到140℃（气）所需热量计算如下： （1）求所需热量Q：
①把乙苯从20℃加热到136.2℃（液→液）所需热量Q1：
先求平均温度tm，再查tm下乙苯（液）的Cpm，最后计算Q1=GCpm（t2－t1）
注：需注明Cpm出处（石油化工计算图表）tm=136.2+20/2=78.1℃
Cpm=36kcal/kg·℃
即Q1=GCpm（t2－t1）
=94898.473×36×（136.2-20）=396979292.254kcal
②把乙苯从136.2℃（液）转化为136.2℃（气）所需热量Q2： 先查136.2℃乙苯气化潜热△H，△H=82kcal/kg·℃ 再计算Q2=G△H
即Q2=G△H
=94898.473×82 =7781674.786 kcal
③把乙苯从136.2℃（气）加热到140℃（气）所需热量Q3： 先求平均温度tm，再查tm下乙苯（气）的Cpm，tm=136.2+140/2=138.1℃ Cpm=40.7 kcal/kg·℃ 最后计算Q3=GCpm（t2－t1）
即Q3=GCpm（t2－t1）
=94898.473×40.7（140-136.2） =14676997.834 kcal
④把乙苯从20℃（液）加热到140℃（气）所需热量Q总： Q总= Q1 ＋Q2 ＋Q3
即Q总=396979292.254+7781674.786+14676997.834
= 419437964.874 kcal
34
（2）加热所需蒸汽量：
①配比水蒸汽所放出的热量Q蒸： 已知配比水蒸汽的蒸汽压力6kg/cm2（表）
先求平均温度tm，再查tm下水蒸汽（气）的Cpm，tm=164.2+140/2=152.1℃ Cpm=8.12kcal/kg·℃
最后计算Q蒸=GCpm（t2－t1）
即Q蒸=56939.06×8.12×（164.2-140）
=1188753.046 kcal
②加热所需水蒸气用量G蒸汽：
把乙苯从20℃（液）加热到140℃（气）实际所需热量Q实际：
即Q实际=Q总－Q蒸
=419437964.874-11188753.046 =249211.828 kcal
查蒸汽压力为7kg/cm2（绝）下的水蒸气气化潜热△H △H=493.774kcal/kg 即G蒸汽=Q实际/△H
= 249211.828/493.774 =826793.658 kcal
2、第一预热器
（1）把原料乙苯从140℃（气）加热到300℃（气）所需热量Q1： 先求平均温度tm，再查tm下乙苯（气）的Cpm，tm=140+300/2=220℃
Cpm=46.11kcal/kg·℃
最后计算Q1=GCpm（t2－t1）
即Q1=GCpm（t2－t1）
=94898.473×46.11×（300-140） =700122974.405 kcal
（2）把水蒸气从140℃（气）加热到300℃（气）所需热量Q2： 先求平均温度tm=220℃ 再查tm下水蒸汽（气）的Cpm=8.3kcal/kg·℃ 最后计算Q2=GCpm（t2－t1）
35
即Q2=826793.658×8.3×（300-140）
=1097981977.824 kcal
（3）第一预热器把乙苯和水蒸气混合物从140℃（气）加热到300℃（气）所需热量Q总：
Q总= Q1＋Q2
=700122974.405+1097981977.824 =1798104952.229kcal
3、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℃（气），计算如下： （1）把原料乙苯从300℃（气）加热到430℃（气）所需热量Q1： 先求平均温度tm=365. ℃ 再查tm下乙苯（气）的Cpm=57.7 kcal/kg·℃ 最后计算Q1=GCpm（t2－t1）
即Q1=94898.473×57.7(430-300)
=711833445.973 kcal
（2）把水蒸气从300℃（气）加热到430℃（气）所需热量Q2： 先求平均温度tm=365℃ 再查tm下水蒸汽（气）的Cpm=8.31 kcal/kg·℃ 最后计算Q2=GCpm（t2－t1）
即Q2=GCpm（t2－t1）
=826793.658×8.31×(430-300) =893185188.767 kcal
（3）热交换器把乙苯和水蒸气混合物从300℃（气）加热到430℃（气）所需热量Q总：
Q总= Q1＋Q2
=711833445.973+893185188.767 =1605018634.71 kcal
4、第二预热器
（1）把原料乙苯从430℃（气）加热到550℃（气）所需热量Q1：
36
先求平均温度tm=490℃ 再查tm下乙苯（气）的Cpm=65.5kcal/kg·℃ 最后计算Q1=GCpm（t2－t1）
即Q1=GCpm（t2－t1）
=94898.473×65.5×(550-430) =745901997.78 kcal
（2）把水蒸气从430℃（气）加热到550℃（气）所需热量Q2： 先求平均温度tm=490℃ 再查tm下水蒸汽（气）的Cpm=8.51kcal/kg·℃ 最后计算Q2=GCpm（t2－t1）
即Q2=GCpm（t2－t1）
=826793.658×8.51×(550-430) =844321683.550 kcal
（3）第二预热器把乙苯和水蒸气混合物从430℃（气）加热到550℃（气）所需热量Q总：
Q总= Q1＋Q2
=745901997.78+844321683.550 =1590223681.33 kcal
5、反应器
（1）原料从550℃（气）加热到580℃（气）所需热量Q加 ①把原料乙苯从550℃（气）加热到580℃（气）所需热量Q1： 先求平均温度tm=565℃，再查tm下乙苯（气）的Cpm=67.7kcal/kg·℃ 最后计算Q1=GCpm（t2－t1）
即Q1=GCpm（t2－t1）
=94898.473×67.7×(580-550) =192738798.663 kcal
②把水蒸气从550℃（气）加热到580℃（气）所需热量Q2： 先求平均温度tm=565℃ 再查tm下水蒸汽（气）的Cpm=8.65kcal/kg·℃ 最后计算Q2=GCpm（t2－t1）
37
即Q2=GCpm（t2－t1）
=826793.658×8.65×(580-550) =214552954.251 kcal
③第二预热器把乙苯和水蒸气混合物从550℃（气）加热到580℃（气）所需热量Q加：
Q加= Q1＋Q2
=192738798.663 +214552954.251 =407291752.914 kcal
（2）计算各反应所需热量Q反
25℃下反应热△H0298=（∑ni△H0i）产－（∑nj△H0j）反，Cp=a+bT+cT2
α=（∑niai）产－（∑njaj）反， β=（∑nibi）产－（∑njbj）反， γ=（∑nici）产－（∑njcj）反
△H
0
T2=△HT1+
0
nCpdT=△HT1+dT
T1iT20
T2T1=△H0298＋α（T2－T1）＋
11β(T22－T12)＋γ(T23－T13) 23各物质25℃标准生成焓△H0298一律查《基本有机化学工程》下册P240，比热Cp查《基本有机化学工程》上册P277，查得结果列表如下：
组分 乙苯 苯乙烯 氢 乙烯 苯 甲苯 甲烷 △H0298 kcal/kmol 7150 35300 0 12500 19810 11990 －17890 a －8.77144 －6.7462 6.424 2.830 －0.409 0.576 3.381 Cp=a+bT+cT2 kcal/kmol℃ b×10-3 160.295 147.119 1.039 28.601 77.621 93.493 18.044 C×10-6 －100.798 －96.0684 －0.07804 －8.726 －26.429 －31.227 －4.300 38
碳 0 4.1 1.02 ①主反应所需热量△H0T主 主反应：
△H0298 7150 35300 0
△H0298=（∑ni△H0i）产－（∑nj△H0j）反
=35300×136.988-7150×136.988 =385621202kcal
α=(6.424-6.746+8.77144) ×136.988 =1157.444
β=(1.039+147.119-160.295) ×10-3×136.988 =-1.663
γ=(-0.07804-96.0684+100.798) ×10-6×136.988 =6.372×10-4
H0T主=3856212.2+ 1157.444×（580-25）+1/2（-1.663）（580-25）+1/3×6.372
2
2
C2H5 C2H3 + H292%
×10-4×（5803-253）
=4260831.634 kcal
②副反应所需热量△H0T副i
C2H5 +C2H4
2.5%
7150 19810 12500 △H0298=（12500+19810-7150）×3.7225 kcal α=（2.830-0.049+8.77144）×3.7225 =41.664
β=（28.601+77.621-160.295）×10-3×3.7225 =-0.2012
γ=（100.798-8.726-26.429）×10-6×3.7225
39
=244.356×10-6
△H0298=96358.1+41.664×（580-25）+1/2（-0.2012）×（5802-252）+1/3×（224.356×10-6）×（5803-253） =97591.543 kcal
C2H5 + H2 CH3 +CH4 4.7%
△H0298 7150 0 11990 -17890
△H0T=-19323+44.118×(580-25)+1/2×(-0.3485) ×(5802-252)+1/3×0.457×10-3× (5803-253)
=-95630.494kcal
C2H5 +8C +5H2
0.3%
△H0298 7150 0 0
△ H0298=-7150×0.446
=-3188.9kcal
α=4.1×3.574+2.234×6.424+0.446×8.77144 =32.9166
β=3.574×1.02+2.234×1.039-0.446×160.295 =-65.525×10-3
γ=2.234×(-0.07804) ×10-6+100.798×0.446×10-6 =45.13×10-6
△H0T=-3188.9+32.9166(580-25)+(-65.525×10-3) ×1/2(5802-252)+1/345.13×10-6×(5803-253)
=7013.5908 kcal
③计算各反应所需热量Qi Qi=Gi△H0Ti
40
Q1=14520.827×4260831.634 =6.187×1010 kcal Q2=394.588×97591.543 =3.851×107 kcal Q3=-741.825×95630.494 =-7.094×107 kcal Q4=47.35×7013.5908 =3.32×105 kcal
④反应所需总热量Q反=∑Qi 即Q反=Q1+Q2+Q3+Q⁴
=6.183×1010kcal
（3）反应器所需总热量Q总=Q加+Q反
Q总=407291752.914+6.183×1010
=6.2237×1010kcal
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四．致谢语
致化工系
尊敬的老师们：
您们辛苦了！
随着毕止设计的即将结束，我在湖南xxxx技术学院三年的学习与生活也随之划上一个圆满的句号。感谢湖南化工职业技术学院三年的培养，让我们不仅在文化知识与专业技能上有所提高，更让我们懂得了如何做人处事。
另外，非常感谢此次带我们毕业课题设计的xx老师，真心的感谢您给予我们指导与帮助。同时感谢我们的辅导员祖帅老师及我们的每一位任课老师对于我们的帮助。愿您们开心每一天！ 祝您们身体健康、事事顺心！
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五．参考文献
[1]卢焕章，舒均杰等主编.《化学工程手册》化学工业出版社 [2]中国石化集团上海工程有限公司《化工工艺设计手册》，化学工业出版社
[3]张承翼主编.化工工程制图，化学工业出版社 [4]吴指南主编.基本有机化工工艺学，化学工业出版社 [5]小岛和夫著，傅良译.化工分离过程.，化学工业出版社 [6]赵国方主编.化工工艺设计概论.化学工业出版社 [7]陈敏恒丛德滋等编.化工原理.化学工业出版社 [8]董大勤编.化工设备机械基础化学工业出版社
[9]全国化工化学工程设计技术中心站编.化工单元操作设计手册化学工业出版社
[10]马沛生等编石油化工基础数据手册.化学工业出版社 [11]崔国华许如初编著.计算方法电子工业出版社 [12]清华大学1千吨苯乙烯工艺设计说明书 [13]化工工艺算图
[14]石油化工基础数据手册 卢焕章编 [15]石油化工计算图表 卢焕章编
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