年产20万吨苯乙烯的精馏装置工艺设计

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㈡ 你对乙苯、苯乙烯装置、重点部位及设备了解多少

单元组成与工艺流程
1、组成单元
苯乙烯装置的基本组成单元为：乙苯单元、脱氢单元、苯乙烯精馏单元。
(1)乙苯单元
本单元由烷基化反应、烷基转移反应和乙苯精馏部分构成。烷基化反应部分的任务是在分子筛催化剂的作用下使乙烯和苯烷基化生成乙苯、多乙苯等物质。烷基转移反应部分的任务则是在分子筛催化剂的作用下使苯、多乙苯发生烷基转移反应，生成乙苯。烷基化反应和烷基转移反应部分的出料中含有乙苯、多乙苯、重质物及未反应的原料苯，都被送到乙苯精馏预分馏塔。由预分馏塔、苯塔、乙苯塔、多乙苯塔、脱非芳塔将反应产物分离成苯、乙苯、多乙苯和重质物。其中回收的苯返回到烷基化反应器和烷基转移反应器，多乙苯返回到烷基转移反应器。脱非芳塔则用于脱除进料和反应过程中生成的轻组分和轻非芳烃。

(2)脱氢单元
新鲜乙苯和从乙苯回收塔返回的循环乙苯与工艺凝液混合在一起，乙苯／水的混合物形成一种用来冷凝乙苯／苯乙烯分离塔顶气相的共沸物。被蒸发的乙苯／水的混合物在乙苯／蒸汽过热器中经反应物流加热，与稀释蒸汽混合，进入第一脱氢反应器。在新smart工艺，三个绝热径向反应器连续放在一起。第一反应器、第三反应器只装脱氢催化剂，而第二反应器装脱氢催化剂和氧化催化剂。混合物流进入第一反应器，部分乙苯脱氢生成苯乙烯。反应器人口设有高温报警，当温度超过650℃时，将停蒸汽过热炉(正常为610—640℃)。由于反应是吸热的，所以温度在反应器中降低。

经过控制的富氧气体和稀释蒸汽进入到第一反应器流出物中，混合气体在进入第二反应器之前，进入一个静态混合器。在第二反应器，反应物首先经过氧化催化剂，部分氢气被消耗。反应物在进入第二床层脱氢催化剂之前被氧化反应放出的热量加热。在氧化反应床层非常短的停留时间减少了副反应的发生。第二脱氢床层的乙苯生成苯乙烯。混合气体经过一个静态混合器进入第三反应器，在第三反应器，反应物首先经过反应器内的中间加热器加热反应物料，进入第三脱氢催化剂床层，的乙苯在脱氢催化剂床层转化成苯乙烯。反应物流进人废热锅炉(乙苯／蒸汽预热器)，进一步换热，产生中压和低压蒸汽，冷却后的反应物经工艺凝液、空冷器进一步冷却。

从空冷器中出来的气相进一步冷却，未冷凝的气体在尾气压缩机中压缩，冷却作为燃料和残油一起在蒸汽过热炉中燃烧。一些碳氢化合物在洗涤塔通过残油洗涤出来，汽提塔顶馏分返回主冷却器。从主冷却器和后冷器出来的物料进入脱氢液／水分离罐，脱氢液和水相分离。dm液(脱氢液)直接送到分离系统或储罐。水相进入工艺凝液汽提塔，微量有机物被汽提出来，部分水用来冷却从废热锅炉出来的物料。工艺凝液汽提塔顶馏分在塔顶冷却器冷却后，进入dm／水分离罐。未冷凝的塔顶馏分排到后冷却器中，汽提后的冷凝液过滤后，一部分过滤冷凝液用于乙苯和苯乙烯单元发生蒸汽，另外的送到界区外。

(3)苯乙烯精馏单元
在苯乙烯分离单元，dm液分离成循环乙苯，产品甲苯，循环苯，苯乙烯单体产品和焦油。使用4个分离塔和薄膜蒸发器。在乙苯／苯乙烯分离塔顶回收乙苯和轻组分，而苯乙烯产品和重组分在塔釜。塔釜乙苯含量很少，因乙苯是苯乙烯产品中的主要杂质。nsi阻聚剂加到乙苯／苯乙烯分离塔，防止苯乙烯聚合。为了减少聚合物生成，分离塔在负压下操作。填料结构是为了降低塔的压降。乙苯／苯乙烯分离塔塔釜物料进到苯乙烯塔，苯乙烯产品从塔顶出来，被冷却。tbc阻聚剂为了抑制聚合，送到储罐。苯乙烯塔也在负压下操作，苯乙烯塔釜中的苯乙烯经薄膜蒸发器回收返回到苯乙烯塔。蒸发器顶部气相返回到苯乙烯塔釜。苯乙烯单元的焦油和乙苯单元的残油混合送到储罐作为燃料或部分过滤后返回到乙苯／苯乙烯分离塔，降低nsi消耗。乙苯／苯乙烯塔顶气相含有乙苯和轻组分，与乙苯／水的共沸物换热后冷凝，排出的气体进一步冷却回收残留的有机物，塔顶冷凝液送到乙苯回收塔。未转化的乙苯返回到反应单元。乙苯回收塔顶馏分是苯和甲苯的混合物，在有些苯乙烯装置，苯和甲苯混合物被送到界区外进一步分离。其他苯乙烯装置有一个苯／甲苯分离塔，苯从塔顶分离出来，返回到乙苯单元。甲苯作为副产品。

2、工艺流程
化学反应过程
1．烷基化反应机理：在一定的温度、压力下，乙烯与苯在酸性催化剂上进行烷基化反应生成乙苯，同时，生成的乙苯还可以进一步与乙烯反应生成多乙苯。理论上说，可以生成从二乙苯一直到六乙苯。

2．烷基转移机理
烷基转移反应是在一定的温度、压力条件下，在酸性催化剂的作用下，多乙苯转化成为乙苯的反应。理论上，所有的多乙苯都可以进行烷基转移反应，但是实际上四乙苯几乎不发生烷基转移反应。烷基转移反应是可逆的二级反应，受化学平衡限制。同烷基化反应一样，烷基转移反应也是发生在分子筛催化剂的酸性活性中心上。除了生成乙基苯外，还可生成重质化合物，从而导致物耗增加，乙苯收率下降。因此应最大可能地减少副反应的发生，维持苯过量可以获得较高的转化率和乙苯选择性。

3．乙苯脱氢反应机理
乙苯在高温和催化剂作用下，发生脱氢反应生成苯乙烯根据有关资料，上述的乙苯脱氢反应主要受化学平衡的控制，部分还受到扩散因素的控制。由于该反应为气相的吸热反应，平衡常数随温度升高而增加。

4．氧化反应机理
发生在脱氢床的反应是强吸热的，并且通过催化剂床层温降很大。在进入下一脱氢床层之前反应物必须被重新加热到所需要的反应温度。传统的绝热单元是通过反应出料和高温蒸汽换热达到目的的。氧化再加热工艺通过反应付产物氢气与氧气反应释放出能量实现温度升高，从而达到反应温度。氧化反应使用了专有催化剂，氧气纯度为90％，必须严格控制其注入速率。反应在氧化催化剂床层进行。此反应将氢气脱除对生产苯乙烯工艺是有利的，原因有以下几点：
(1)它为反应物料提供了热量，使其达到下一级脱氢反应床层所要求的温度。
(2)反应物中氢气分压降低，乙苯转化率和苯乙烯选择性提高。
氧化催化剂虽然对氢气燃烧有很高的选择性，但同时一小部分烃也被消耗了。

(四)主要操作条件及工艺技术特点
1、主要操作条件：因不同的工艺，操作条件不尽相同，表3—52列出一般生产工艺操作条件
2、工艺技术特点：

(1)与国内外先进水平相比：本装置工艺路线的特点，在乙苯生产工艺上，采用液相分子筛循环烷基化生产乙苯工艺的原理，较之三氯化铝法乙苯生产工艺，具有工艺先进、无环境污染、无腐蚀的特点。在苯乙烯生产工艺上，采用美国hunmus—monsanto开发的负压脱氢和uop的氧化脱氢(smart) 工艺生产苯乙烯，并回收了乙苯／苯乙烯分离塔塔顶冷凝热，由于采用了先进的脱氢催化剂及氧化催化剂，因此，乙苯转化率较高，苯乙烯选择性高，能耗、物耗比较低。

(2)化学反应的影响因素：在烷基化反应过程中，苯烯比(即进料苯与乙烯的分子比)、空速、反应温度、水含量、反应压力；在烷基转移反应过程中，苯与多乙苯分子比、反应温度、水含量、空速；在脱氢反应过程中，反应温度、反应压力、水比；在氧化反应过程中，氢气的燃烧量、稀释蒸汽／氧气的比值均对化学反应产生较大影响，在生产过程中应注意操作和调整。

(五)催化剂及助剂
1．脱氢催化剂
不同的催化剂具有不同的活性和选择性。一般催化剂有两种类型：一种是高水比，高活性，低选择性催化剂，另一种是低水比，活性适中，高选择性催化剂。前者适用于公用工程便宜而原料较贵的地区，后者适用于公用工程较贵而原料便宜的地区。近年来，发展了一系列低水比，高活性，高选择性催化剂。如美国联合催化剂公司生产的g84c。我国上海石化院研制的gs—08，其水比为1．3。转化率为62．7％，选择性为94％，基本上达到了g84c的水平。
2．氧化催化剂
当氧化催化剂活性下降以至于达不到需要的床层出口温度时，可能发生氧气穿透。在设计时已经考虑了这一点，值得一提的是如果这种情况发生，未转化的氧气会离开氧化床进入脱氢床，氧气将氧化脱氢催化剂表面的铁，引起乙苯脱氢催化剂暂时失活。如果氧气穿透终止脱氢催化剂能够还原恢复活性。发生穿透后一部分氧不是与脱氢催化剂混合，而是无选择的消耗其他反应物，减少产品产量。

3．无硫阻聚剂ns
无硫阻聚剂nsi的化学名称为2，4—二硝基酚，分子式为(n02)：c6h30h，nsi用tda—401和da—403中防止苯乙烯高温聚合。nsi的主要质量指标为纯度≥98％。当其纯度不合格时，配制的nsi溶液有效成分低，将使da—401塔底nsi浓度实际上低于1500x10—6（质量)，而影响阻聚效果，严重时甚至造成da—401／403塔底物黏度过大，无法加热，被迫停车置换塔内物料。因此必须严格监控nsi内有效成分2，4—二硝基酚的含量。
4．产品阻聚剂tbc
产品阻聚剂tbc的化学名称为4—特丁基—邻苯二酚／甲醇溶液。用于苯乙烯产品中，防止或减少在储运过程中的聚合。tbc的主要质量指标是挥发度，即其中所含甲醇量。当所含甲醇过高时，配制后实际进入苯乙烯产品是4—特丁基—邻苯二酚量低，影响阻聚剂效果，而造成苯乙烯产品中聚合物含量超标(≤10x10—6)。

提供技术支持 博科原料

㈢ 苯乙烯的生产

生产苯乙烯的原料是乙苯。目前，世界上90%以上的乙苯是由苯和乙烯烷基化生产制得，一分子乙烯在适当条件下与一分子苯作用生成一分子乙苯。
乙苯
乙基苯的俗称，无色，具有芳香气味的可燃液体，沸点136.19°C。熔点(℃) -94.9，可由苯通过烷基化或直接从碳八芳烃分离获得，主要用于制造苯乙烯，少量用于有机合成工业，如制成苯乙酮用于香料、医药等方面。

现在工业上约有90％的乙苯是通过苯烷基化生产的。
1.生产工艺方法
液相法 液相法使用的催化剂为三氯化铝，反应器为塔式，反应温度范围在125～140℃，反应压力在0.2～0.4Mpa，使乙烯与苯反应生成乙苯：

副反应是乙苯进一步用乙烯烷基化生成多乙苯。工业上将苯的转化率限制在52％～55％左右，并采用高的苯与乙烯配料比（摩尔比一般为2左右），以防止生成更多的二乙苯与多乙苯。乙苯的平均收率为94％～96％。应严格控制原料苯和乙烯中的硫化物、乙炔等杂质，以减少三氯化铝的消耗。一般烃化液的组成(质量％）：苯40，乙苯47，多乙苯(主要是二乙苯)13。反应前应将苯干燥至水含量30mg/kg以下，乙烯纯度为99.9%。反应产物（粗乙苯）用精馏分离得到乙苯，分离得到的苯再循环使用。
气相法 气相法的设备是固定床式，催化剂为磷酸负载在硅藻土构成的催化剂。反应温度为200～250℃，反应压力为1.4Mpa.
关于乙烯的综合纯度指标高低不是关键，关键是应在预处理中除掉硫及硫化物，氮化物和乙炔。纯化后的乙烯与气-液混合物苯混合后通过负载催化剂的固定床反应器，并产生放热反应，将反应生成物进行冷凝和冷却。未参加反应的惰性气体循环并与进料反应物混合重新被使用。被冷凝下来的液相反应产物用精馏分离，被分离出的苯再循环使用，乙苯进入罐压。这种工艺的问题是需采用高苯/乙烯比例，以防止多烷基苯的产生（因对多烷基苯后处理有难度）。这种工艺的优势是反应器成本低（用低碳钢），催化剂成本低，对催化剂再生处理工序少。

2.乙苯精制 乙苯精致采用精馏分离，通常为三步进行。第一步是将苯分离出来，第二步是将乙苯分离出来，第三步是将多乙苯分离出来

乙苯脱氢生产苯乙烯
乙苯在催化剂作用下，达到550～600℃时脱氢生成苯乙烯：

乙苯脱氢是一个可逆吸热增分子反应，加热减压有利于反应向生成苯乙烯方向进行。工业上采用的方法是在进料中掺入大量高温水蒸气，以降低烃分压，并提供反应所需的部分热量，水蒸气与烃的摩尔比（简称水比）视反应器类型的不同而异，范围约在6～14之间。
反应器 乙苯脱氢反应器有等温和绝热两种。等温反应器为列管式，已很少采用。使用绝热反应器时，反应所需的热量由提高进料温度(610～660℃)和加大水比(≈14)而带入。但温度过高将引起乙苯的热裂解，通常采用径向反应器，以减小气体通过催化剂层的温度降、压力降，并分段引入过热蒸汽，使轴向温度分布均匀。

催化剂 早期采用的有美国加利福尼亚标准油公司的镁系催化剂和德国法本公司的锌系催化剂。第二次世界大战后，广泛采用美国壳牌石油公司开发的以氧化铁为主要成分的催化剂(Fe2O3:K2O:Cr2O3=87:10:3)，乙苯转化率约60％，选择性约87％。1978年，又出现了一种加有多种助催化剂的铁系催化剂，苯乙烯选择性可达95％，加入的助催化剂多为碱金属或碱土金属，如钾、钒、钼、钨、铈、铬等。80年代工业上仍在继续努力开发适用于低水比的催化剂，以节约能耗。
2.工艺流程简介
包括乙苯脱氢和苯乙烯精馏分离两部分。乙苯在反应器内转化率约在35％～40％，脱氢液约含乙苯55％～60％，苯乙烯35％～40％以及少量苯、甲苯及焦油等。用精馏方法可分出苯乙烯成品。由于乙苯和苯乙烯的沸点比较接近，分离时所需塔板数较多，而苯乙烯在较高温度下又极易聚合。为了减少聚合反应的发生，除加对苯二酚或硫等阻聚剂外，尚需采用减压操作，并使用塔板效率高、阻力小的新型塔器或新型高效填充塔，使塔釜温度不超过90℃。苯乙烯精馏塔塔顶产品为苯乙烯，浓度可达99.6%。

㈣ 苯乙烯精馏工段毕业设计

苯乙烯精馏工段毕业设计

摘要 1
Abstract 2
前言 3
1设计方案简介…………………………………………………4
1.1 产品性质、质量指标和用途………………………………………4
1.2 设计方案简介………………………………………………………5
2工艺流程草图及说明…………………………………………………5
3工艺计算及主体设备设计……………………………………………6
3.1 精馏塔的物料衡算…………………………………………………6
3.2 塔板数的确定………………………………………………………6
3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算………………………9
3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算………………………………………13
3.5 塔板主要工艺尺寸的计算…………………………………………15
3.6 塔板的流体力学验算………………………………………………18
3.7 塔板负荷性能图……………………………………………………21
3.8 精馏塔接管尺寸计算………………………………………………30
4辅助设备计算及选型…………………………………………………32
4.1原料储罐（V-101a-b）……………………………………………32
4.2苯乙烯贮槽（V-107a-b）……………………………………………33
4.3 苯乙烯贮槽（V-112a-b）………………………………………………33
4.4 原料输送泵（P-102a-b）…………………………………………33
4.5苯乙烯输送泵（P-108）………………………………………………33
4.6苯乙烯输送泵（P-113）…………………………………………………33
4.7换热器(E-103) ………………………………………………………33
4.8再沸器105立式虹吸式两只) ………………………………………34
4.9分器（A-110）………………………………………………………34
4.10筛板塔 (T-104) ……………………………………………………34
4.11 苯乙烯冷却器（E-106）………………………………………………34
4.12 全冷凝器（E-109）…………………………………………………35
4.13苯乙烯冷却器（E-111）…………………………………………………35
5能源消耗估算……………………………………………………………36
6对设计过程的评述和有关问题讨论……………………………………36
7附图………………………………………………………………………36
8总结……………………………………………………………37
9参考文献…………………………………………………………………37
致谢

可以给你浏览下具体内容........

㈤ 苯乙烯装置复杂吗

很复杂。
工艺流程说明——脱氢工序
a）过热蒸汽系统
0.6 MPa的蒸汽经蒸汽缓冲罐（V-301）脱水后进入蒸汽过热炉（F-301）过热，去第三反应器（R-303）顶部热交换器，将第二反应器（R-302）出来的反应混合物预热到615 ℃，蒸汽去过热炉（F-302）过热，然后进入第二反应器（R-302）顶热交换器，将第一反应器（R-301）出口反应混合物加热至615 ℃。蒸汽去过热炉（F-303）过热后，去第一反应器（R-301），与乙苯、一次配汽混合后，依次进入R-301催化剂床层、R-302催化剂床层、R-303催化剂床层进行乙苯脱氢反应。
F-301、F-302、F-303三台炉燃料气气来自石油一厂管网。燃料气自管网进入动力车间燃料气罐，脱液后，进入苯乙烯装置燃料气罐（V-313）。经V-313缓冲后，分别去F-301、F-302、F-303为炉子提供热量。
b）乙苯脱氢反应系统
乙苯由FIC-313控制流量进入乙苯预热器（E-304A、E-304B），被来自F-303的水加热后，进入乙苯蒸发器（E-303），与来自管网的0.6 MPa蒸汽（一次配汽）混合，同时由壳程0.6 MPa蒸汽加热汽化约105℃。
汽化后的乙苯、蒸汽混合物进入乙苯过热器（E-301）被来自第三反应器（R-303）的反应混合气体加热到约500 ℃左右，进入第一反应器（R-301），与来自第三蒸汽过热炉（F-303）的过热蒸汽混合均匀，混合后的温度达到600 ℃左右（催化剂从初期到末期温度逐渐上升，其出口温度也上升），在催化剂床层进行乙苯绝热脱氢反应，乙苯转化率约40 %，反应后的气体温度降至540 ℃左右。此混合气继续到第二反应器（R-302）顶部中间再热器，被来自第二蒸汽过热炉（F-302）的过热蒸汽加热至605 ℃左右，进入催化剂床层继续进行乙苯脱氢反应，总转化率达到约60 %。反应后，混合气温度降至578 ℃左右。此部分混合气再次进入第三反应器（R-303）顶部再热器，被来自第一蒸汽过热炉（F-301）的过热蒸汽加热，温度上升至610 ℃左右，进入第三反应器（R-303）催化剂床层，继续进行乙苯脱氢反应，第三反应器（R-303）出口总转化率约70 %。
自第三反应器（R-303）出来的反应气体，进入乙苯过热器（E-301）加热乙苯与蒸汽的混合气后，自身温度下降至300~320 ℃，再进入蒸汽发生器（E-302）管程进行换热。在E-302下段，产生0.32 MPa（表）蒸汽；在E-302上段，产生0.04 MPa（表）蒸汽。
0.32 MPa蒸汽去管网，作精馏系统热源；0.04 MPa蒸汽去汽提塔（T-301）作热源。
c）冷凝分离
反应混合气体产生0.32 MPa、0.04 MPa蒸汽后，温度下降，被来自工艺凝水泵（P-301）来的急冷水增湿急冷，温度下降至70 ℃左右，分别进入四组空气冷却器（EC-301），温度降至55 ℃以下，进入气液分离罐（V-306）进行气、液分离。
V-306中的冷凝液进入油水分离罐（V-307）进行油水分离。V-307为隔板式分离器，油、水混合物在此靠密度差分层。当油位高过隔板高度时，进入油相区，自流至炉油罐（V-309），与阻聚剂混合后，由炉油泵（P-302）送至中仓球罐（或V-509罐）。由于V-306为负压，而V-307为正压，`故V-306至V-307管线中，存有一定高度的液体（其高度与两罐的压差有关）；V-307中的水由泵（P-301）送至汽提系统进一步汽提水中的芳烃。
V-306中的气相依次进入循环水冷凝器（E-305）、盐水冷凝器（E-306）冷凝，冷凝液相也进入V-307进行油水分离；不凝气进入尾气分离罐（V-312），在V-312出口有三个阀门，分别控制尾气至蒸汽喷射泵抽真空系统、液环泵抽真空系统、尾气放空罐（V-311）放空系统。
当脱氢反应系统为正压操作时，V-311水放掉，尾气由V-311放空；当脱氢反应系统为负压操作时，V-311中充水，V-311有一工业水补充管线，防止罐内缺水，空气进入尾气系统，影响系统压力和安全生产。由于系统负压，自V-312出口至V-311管线（大气腿）中充满水，保持压力平衡，阻止空气进入系统。
d）真空
真空系统作用是为反应系统抽取负压，以有利于脱氢反应的进行。
真空系统有二套，一套为液环式真空/压缩机组，用乙苯液体作动力；另一套为蒸汽喷射泵，作备用。该泵用0.6 MPa蒸汽作动力，一般在开车初期生产负荷低于6000kg/h时使用，或在液环式真空泵故障时临时使用。
液环式真空/压缩机组流程：
真空/压缩机组用乙苯作动力，包括三台氧在线分析仪在内的联锁13套联锁。设备有二台泵（真空泵J-301、压缩机J-302）、二台隔离液泵、二个分离罐、二台盐冷器。真空泵盐水流量为42.3 m3 /h，压缩机换热器盐水流量为13.6 m3/h。
当用液环式真空/压缩机对脱氢反应系统抽负压时，吸入罐（V-312）出口气体，进入真空泵（真空泵入口有一止回阀），与乙苯混合，气、液混合物进入分离罐中，液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至40 ℃以下，继续作真空泵动力，多余部分排至地槽（V-413）；未凝气体进入压缩系统。
真空泵入口压力一般在15~30kPa左右，真空过高，设备振动、噪声大，易损坏设备。
未凝气体进入压缩机后，与乙苯混合，气液混合物进入压缩机分离罐中，不凝气体压力升高后去变压吸附装置（PSA）进一步分离氢气外供；液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至50℃以下，继续作压缩机动力。
二台隔离液泵，分别形成自身循环系统，为真空泵、压缩机提供润滑冷却用油。
二个分离罐中多余液体排入地槽，地槽中的液体由气动隔膜泵送至油水分离罐（V-307）。
真空/压缩设备是从英国Hick Hargrea Ves公司进口的，具有使反应系统形成真空和尾气增压二种作用，设备自身带有氧含量在线分析仪，监视系统氧含量（应低于体积分数0.1 %），以保证设备安全运行。
蒸汽喷射泵流程：
E-306不凝气体首先进入吸入罐V-312，在此少量夹带凝液分离后去V-307中；V-312顶部气相去蒸汽喷射泵，与蒸汽混合后进入循环水冷凝器（E-309），冷凝下来的液相进入V-307，气相进入循环水冷凝器（E-310），冷凝液进入V-307，不凝气可到PSA装置（或放空）。
e）污水汽提
自水泵（P-301）来的工艺污水进入F-1、预过滤器、聚结器，在此油水进一步分离。油相自流入油水分离罐（V-307），水相进入汽提塔预热器（E-307），与汽提塔（T-301）顶来的气相物料换热，再经汽水混合器器加热后进入T-301顶部。在塔内与塔底上升蒸汽接触，进行传质传热，油与蒸汽的混合物从塔顶馏出。经汽提塔预热器（E-307）、冷凝器（E-308）进-步冷凝、冷却后，凝液进入油水分离罐（V-307），不凝气进入尾气盐冷器（E-306），使得汽提塔形成负压。
T-301热源：0.04 MPa蒸汽，当热量不足时，由0.6 MPa蒸汽补充。
T-301底部汽提水进入污水罐（V-310），由汽提污水泵（P-303）将水分别送入乙苯预热器（E-304A），加热乙苯后去第三蒸汽过热炉（F-303）的对流段取热后，再去E-304B加热乙苯物料，最后送至采暖水罐（V-318），然后去动力污水处理回用装置；F-301对流段水去V-303罐，作E-302发生0.04 MPa、0.32 MPa蒸汽水源。
T-301塔为负压塔，压力由PIC-329控制，塔内为二段250Y填料。
此系统于2008年4月检修时，为不影响生产，增加了停汽提塔时的流程。具体流程如下（流程图附后）：
V-307罐凝水由P-301泵经LICA-304调节阀后向动力车间污水池供水（F-301对流段供水维持原流程不变）。
P-303泵向F-303对流段供水，经E-304B换热后进入E-304A（或经E-427、E-313换热后进入V-316）后，进入V-310罐由P-303泵向F-303供水。水不够时可由工业水或动力回用污水补水。
P-307泵承担向急冷供水和夏季空冷喷淋用水。汽提塔及聚结器系统保留原流程。
f）阻聚剂配制
DNBP配制系统：
自炉油泵（P-302）来炉油进入配制罐（V-304），DNBP（液相）从配制釜上部加入200 kg（一桶），配制成约质量分数10 %浓度的溶液，经搅拌釜搅拌30分钟后，自流入计量罐（V-304A）中，由隔膜计量泵计量后（根据生产负荷，调整相应加入量），送至脱氢炉油中间罐（V-309）中，加入浓度为300~1000mg/kg。
TBC配制：自苯乙烯产品冷却器（E-423）来的苯乙烯进入TBC配制罐（V-314），TBC粉末从配制釜上部加入5kg，配制成质量分数约0.4 %浓度溶液，经搅拌釜搅拌15分钟后，自流入计量罐（V-314A）中，由隔膜计量泵（根据生产负荷，调整相应加入量）送至E-406气相线，随冷凝液同时进入苯乙烯成品中，控制苯乙烯产品中浓度在10~15mg/kg。
缓蚀剂配制：
将JCCR 1178缓蚀剂用脱盐水配制成10 %WT的溶液。用计量泵将配制溶液适量注入至脱氢急冷水或精馏T-401塔、V-406回流罐系统中。
g）氮气循环系统
动力管网来的N2由第一蒸汽过热炉（F-301）入口蒸汽管线进入脱氢系统，即三台炉（F-301、F-302、F-303）、三台反应器（R-301、R-302、R-303）、后冷系统（E-301、EC-301、E-305、E-306），最后至蒸汽喷射泵入口处N2循环阀门进入罗瓷风机。N2压力提高至150~170kPa左右，至F-301入口DN150N2循环管线重新进入F-301，形成N2循环。
N2循环系统用于脱氢装置开、停车时，反应器床层温度低于300 ℃时的升温、降温。
1.1.3.2精馏系统

a）T-401塔
脱氢产出的炉油由FIC-401控制流量，经炉油泵（P-505）进入T-401塔进料预热器（E-401）中，由壳程再沸器（E-405）0.3 MPa凝水预热后，于塔的第三段填料层顶部进入粗苯乙烯塔（T-401）。轻组份苯、甲苯、乙苯混合物，自塔顶馏出，经循环水冷凝器（E-403A/B）冷凝。大部分组份被冷凝下来，进入回流罐（V-401），未冷凝的气相芳烃组份，继续进入循环水冷凝器（E-422）、盐冷器（E-404）进一步冷凝，冷凝液进入回流罐（V-401）中；不凝气至精馏机械真空泵系统。
V-401中的液相组份，由回流泵（P-401）一部分打入塔顶作回流，另一部分去循环乙苯塔（T-403）提纯乙苯。T-401塔釜液组成为苯乙烯和焦油，由釜液泵（P-402）送至精苯乙烯塔（T-402），继续分离。
T-401塔为负压塔，加热热源为0.3 MPa蒸汽。
b）T-402塔
T-401的塔釜采出液从精苯乙烯塔（T-402）第二填料层顶部进入。塔顶组份为苯乙烯，纯度可达质量分数99.8 %以上。气相苯乙烯依次经循环水冷凝器（E-406）、盐水冷凝器（E-407）冷凝，冷凝液进入回流罐（V-403）；E-407中的不凝气去精馏真空泵，与T-401塔共用一台真空泵。
来自TBC计量泵的TBC溶液，打入E-406入口气相线，进入塔内，（也可直接进入苯乙烯成品罐中）。V-403中的苯乙烯，由回流泵（P-403）一部分打入塔顶作回流，另一部分采出经水冷器（E-423）和盐冷器（E-424）冷却，入苯乙烯中间罐（V-405A/B）。塔加热热源为0.3 MPa蒸汽。
塔釜焦油自流入苯乙烯蒸出釜（VF-401）中。蒸出釜由0.6 MPa蒸汽加热，蒸出的部分苯乙烯经循环水冷凝器（E-409）、盐冷器（E-410）冷凝后，凝液进入脱氢粗苯乙烯罐（V-309）；焦油装车外售。VF-401A/B为真空操作，由精馏真空泵形成。
c）T-403塔
T-401塔顶产出的苯、甲苯、乙苯组份，在循环乙苯塔（T-403）的预热器（E-411）中与T-403塔釜乙苯进行换热，进入T-403塔底部第一段填料的上部，进行精馏。
塔顶蒸出的苯、甲苯，经循环水冷凝器（E-412）冷凝，凝液进入回流罐（V-406）。一部分由P-405打至塔顶作回流，另一部分产出入混合甲苯罐（V-410）。V-410中的混合甲苯用甲苯泵（P-408）送至动力罐区。
塔釜乙苯先进入E-411加热进料，自身温度下降，又经水冷器（E-425）冷却后，去中仓乙苯贮罐（V-505A/B或V-507A/B）。此部分乙苯称为循环乙苯。
T-403塔为常压塔，加热热源为0.6 MPa蒸汽。
d）T-401、T-402、T-403再沸器凝水系统流程
1、来自E-405再沸器的凝水进入凝水罐（V-402）后，通过液位控制阀LIC-401向E-401炉油预热器提供高温凝水，换热后的凝水通过TIC-402温度控制阀汇集至V-416汽水分离器内。
来自E-408再沸器凝水进入凝水罐（V-404）后，通过LICA-405液位控制阀进入V-416汽水分离器内。
进入V-416汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽，可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐。
2、来自E-413凝水进入凝水罐（V-407）后，通过液位控制阀LICA-412使凝水到达V-417汽水分离器内。
来自E-303乙苯发生器0.6 Mpa管程加热蒸汽产生的高温凝结水进入位于装置二楼的V-417汽水分离器内。
进入V-417汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽，可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐。
3、V-416、V-417汽水分离器内的凝水通过各自的调节阀组（LIC-416、LIC-417）控制进入位于装置一楼的V-415闭式凝水回收罐内。
⑴通过V-415回收罐下部的两台水泵将凝水直接提供给F-301对流段用水。
⑵凝结水进入E-427冷却后一部分直接向急冷水供水，另一部分再次通过E-313盐冷器冷却后，经P-307泵可向急冷、喷淋供水。
⑶在满足上述情况用水后，其余部分通过调节阀LIC-415进入采暖水罐。
⑷当V-415回收罐内液位不足时，可通过打开工业水补水阀门方式补水，以满足用水需求。
e）精馏真空泵流程
真空泵工作液为乙苯，系统带有一台气液分离罐和盐水冷却器。乙苯经盐冷器冷却至20 ℃以下进入真空泵，与来自盐冷器E-404、E-407的不凝气混合，气液混合物一同进入气液分离罐（V-420）中，液相流入脱氢油水分离罐（V-307）中，气相从放空管线排出。
1.1.3.3中间罐区

中间罐区共有80m3罐10台、400m3球罐1台；乙苯泵2台，炉油泵2台，苯乙烯送出泵2台。其中，乙苯罐4台，位号：V-505A/B、V-507A/B；苯乙烯罐4台，位号：V-503A/B、V-511A/B；炉油罐3台，位号：V-509A/B、400m3球罐（1台）。乙苯泵位号：P-504A/B、炉油泵位号：P-505A/B、苯乙烯送出泵：位号P-506A/B。
苯乙烯贮罐于2003年7月~8月检修时，改造为内浮顶罐。
乙苯罐自南罐区间断接收乙苯物料，由中仓乙苯泵（P-504）送至脱氢工序；苯乙烯罐经分析合格后，送至南罐区；炉油罐收脱氢炉油泵（P-302）送来的炉油，经脱水后，由炉油泵（P-505）送至精馏工序。
乙苯泵（P-504）、炉油泵（P-505）、苯乙烯泵（P-506）放置在中仓泵房内。
1.1.3.4PSA系统

苯乙烯脱氢尾气进入PSA系统有两路流程：一路来自两级液环泵出口，压力为0.027 MPa，此气体可直接去C-102（氢气压缩机）；另一路来自蒸气喷射泵，出口压力为常压，经程控阀KV-107A、鼓风机（C101A、B，一开一备），加压到0.027 MPa，再经冷却器（E-101）冷却至常温后，两路原料气汇合后进入气液分离器（V-107）分离掉气体中所带的机械水，再进入压缩机（C-102A、B，一开一备）加压到1.5 MPa。经压缩后的原料气先进入气液分离器（V-101）分离掉气体中所带的机械水，再进入冷干机（D-101A、B，一开一备）降温，粗脱除苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和水等，脱除物经气液分离器（V-102）进入贮液槽（V-106），经过冷干机分离后的原料气经流量计（FICQ-101）计量后，进入由6吸附器（T101A~F）、一台均压罐（V-103）及一系列程控阀等组成的变压吸附制氢系统。PSA制氢系统采用6塔操作，2塔同时进料，3次均压，抽空降压解吸的工艺流程。原料气出入口端自下而上通过2台正处于吸附状态的吸附器，吸附器内装填的吸附剂吸附原料气中的强吸附组分CO2、CO、H2O等，弱吸附的氢气等组份未被吸附，在吸附压力下从吸附器顶部流出，得到产品氢气，经流量计（FIQ-102）计量后送往界外。大部分CO2、CO、H2O及杂质被吸附在吸附剂上，通过减压，使被吸附的CO2、CO、H2O及杂质从吸附剂上脱附，得到解吸气，同时使吸附剂得到再生。
从吸附器入口端排出的解吸气来自逆放和抽真空两个步骤。逆放步骤中压力较高的那部份逆放气通过管道FG101，程控阀KV-109进入解吸气缓冲罐（V-104），再通过管道FG103经调节阀（PV-104）稳压后进入解吸气混合罐（V-105）；抽真空步骤为逆向放压结束后利用真空泵（P101A~C）将解吸气抽空并压缩后送入解吸气混合罐（V-105），然后送出界外到工厂火炬管网。

㈥ 应用化学开题报告

应用化学开题报告

论文题目：苯-氯苯分离过程连续精馏塔的工艺设计

一 文献综述与调研报告 ：(阐述课题研究的现状及发展趋势，本课题研究的意义和价值、参考文献)

1. 课题的背景

设计是工程建设的灵魂，对工程建设起着主导和决定性的作用，决定着工业现代化的水平。工程设计是科研成果转化为现实生产力的桥梁和纽带，工业科研成果只有通过设计，才能转化为现实的工业化生产力。化工设计是一项政策性很强的工作，它涉及政治、经济、技术、环保、法规等诸多方面，而且还会涉及多专业及多学科的交叉、综合和相互协调，是集体性的劳动。先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是工程设计人员应坚持的设计方向和追求的目标。在化工设计中，化工单元设备的设计是整个化工过程和装置设计的核心和基础，并贯穿于设计过程的始终，因此作为化工类的本科生，熟练掌握化工单元设备的设计方法是十分重要的。

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。精馏过程在能量剂的驱动下(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。该过程是同时进行传质、传热的过程。

本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯-氯苯的分离。鉴于设计任务的处理量不大，苯-氯苯体系比较易于分离，待处理料液清洁的特点，设计决定选用筛板塔。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算、热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。限于作者的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师和读者批评指正。

筛板塔是生产中最常用的板式塔之一。板式塔具有结构简单，制造和维修方便，生产能力大，塔板压降小，板效率较高等优点。其早在1832年问世，长期以来，一直被误以为操作范围狭窄，筛孔容易堵塞而收到冷遇。但是筛孔板结构结构简单，造价低廉，在经济上有很大的吸引力。因此，从20世纪50年代以来，许多研究者对筛孔板塔重新进行了研究。研究结果表明，造成筛板塔操作范围狭窄的原因是设计不良(主要是设计点偏低、容易漏液)，而设计良好的筛板塔是具有足够宽的操作范围的。至于筛孔容易堵塞的问题，可采用大孔径筛板一得到圆满的解决。

20世纪60年代初，美国精馏研究公司(FRI)又以工业的规模，使用不同物系，在不同操作压强下，广泛地改变了筛孔直径、开孔率、堰高等结构参数，对筛板塔进行了系统研究。这些研究成果，使筛板塔的设计更加完美善，其中关于大孔径筛板的设计方法属于专利。国内对大孔径筛板也做过某些研究。

FRI研究工作表明，设计良好的筛板是一种效率高、生产能力大的塔板，对筛板的推广应用起了很大的促进作用，目前，筛板已发展成为应用最广的通用塔板。在我国，筛板的应用也日益普通。

可以说，筛板精馏塔是一种传统的精馏塔。早期由于设计方面的原因，曾一度被工业生产所忽视。但由于计算技术的发展，设计水平的提高，筛板塔越来越受到厂家的关注和使用，其优点是设备简单，操作简便，维修方便，制造成本低。

2. 课题研究的现状及发展趋势

气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为筛板塔、浮阀塔及泡罩塔，而前者使用尤为广泛。

筛板塔是板式塔的一种，其设计意图是一方面使汽液两相在塔板上充分接触，以减小传质阻力，另一方面是在总体上使两相保持逆流流动，而在塔板上使两相呈均匀的错流接触，以获得更大的传质推动力。其内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛;并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管(一部分经筛孔)逐板下降，并在板上积存液层。气体(或蒸气)由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板;克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板;减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程的冷、热塔，应用于蒸馏、吸收和除尘等。

筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

(1) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。

(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15%。

(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。

(4) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。

筛板塔的缺点是：

(1)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

(2) 操作弹性较小(约2～3)。

(3)小孔筛板容易堵塞。

目前应用比较广泛的是林德筛板，它由美国联合碳化物公司的林德子公司开发 ,最早应用于要求低压降的空分装置的精馏塔 ,1963 年后开始应用于乙苯-苯乙烯等精馏装置中。20 世纪70 年代有多家公司的120余台减压蒸馏塔采用了林德筛板,其中超过5.0 m 塔径的就有45 台,最大的塔径为11.5 m。林德筛板在普通筛板上有2 点重要改进:一是在降液管液体出口处将塔板向上凸起,二是在塔板上增设了百叶窗导向孔(国内称之为导向筛板)。这种改进增大了有效鼓泡面积,使塔板操作由鼓泡型变为喷射型,在降低液面梯度的同时使气体分布均匀,从而使干板压降减小、雾沫夹带减少、传质效率提高。目前,国内已有10余套装置使用了中运行林德筛板。

精馏是应用最广的传质分离操作，其广泛应用促使其技术已相当成熟，但是技术的成熟并不意味着今后不再需要发展而停滞不前。成熟技术的发展往往要花费更大的精力，但由于其应用的广泛，每一个进步，哪怕是微小的，也会带来巨大的经济效益。正因为如此，蒸馏的研究仍受到广泛的重视，不断取得进展。

提高精馏过程的热力学效率、节省能耗是一贯受到重视的研究领域，分离序列的合成，在用热集成概念和夹点分析方法开发节能的分离过程和优化换热网络，在具体分离过程中合理地应用热泵、多效精馏、中间再沸器和中间冷凝器等实现节能，一直是得到广泛重视的活跃的研究领域。

对于普通精馏难以(或不能)分离的物料，开发萃取精馏和恒沸精馏的分离工艺，将精馏与反应结合开发反应精馏也是个值得重视的研究领域，这对于拓宽精馏的应用范围，提高经济效益有较大意义。

随着精细化工的发展，间歇精馏应用也更加广泛，其研究也得到了应有的重视。开发各种新的操作模式，对于节省能耗和缩短操作时间有明显的效果。塔中持液量的间歇精馏膜模拟计算研究有一定进展，对于设计和指导操作有较大意义。

为开发更可靠的效率和压降等的模型，当前应强调实测数据，尤其是工业规模的测试数据，这是建立和验证模型的基础。六七十年代，美国精馏研究公司等进行了一系列工业规模试验，取得了十分有价值的实测数据，为各种模型的建立和现象认识的深化奠定了重要基础。

精馏的研究工作一直十分活跃，而且不断取得成果。在各种新分离方法得到不断开发和取得工业应用之际，在石油、天然气、石油化工、医药和农产品化学等工业中所起的重要作用不会改变，作为主要分离方法的地位不会动摇。正如费尔在1987年国际精馏会议上指出的：“如果混合物可以应用精馏分离，那么经济上可能有吸引力的方法是精馏。”随着科学技术和工业生产水平的提高，精馏的应用天地十分广阔，重要的通过不断努力，使其技术水平得到进一步提高，使其日趋完善。

3 课题研究的意义和价值

本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯，其中氯苯纯度不低于99.5%。

高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的`极大重视。

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气(汽)液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：

(1)生产能力大。在较大的气(汽)液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。

(2)操作稳定、弹性大。当塔设备的气(汽)液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。

(3)流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。

(4)结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。

(5)耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。

根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20-40%，塔板效率高10-15%，压力降低30-50%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板(孔径可达20-25mm)，导向筛板等多种形式。

筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分。工业塔常用的筛孔孔径为3-8mm，按正三角形排列，空间距与孔径的比为2.5-5。近年来有大孔径(10-25mm)筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。

该课题使理论教学与实际应用相结合，有助于提高处理实际问题的能力。通过对该课题的研究，可以加深对精馏过程基本原理的理解，熟练筛板精馏塔的工艺设计方法，培养设计能力。

该过程构造简单，造价低廉，具有足够操作弹性，且具有较强的工程使用价值。该过程的推广和普及，将加速我国工业生产过程节能技术的进步，带动一大批的相关技术和产业的发展。

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