毕业设计年产一万吨乙苯生产装置的工艺设计

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1、毕业论文设计年产一万吨乙苯生产装置的工艺设计1设计依据和设计条件 1.1设计主要依据 高桥化工厂乙苯生产装置，常州石化厂，清江石化厂。2.2设计主要条件1、 一年工作曰按300天计，一天以24小时计；2、 苯单耗0.80吨（纯）/吨乙苯（纯）；3、 精苯（原料苯）组成（质量%）：苯99.00%；甲苯0.95%；H2O 0.05%；4、 苯对乙苯的单程转化率35%；5、 乙烯总转化率97.50%(生成乙苯91.00%、二乙苯4.00%、三乙苯及树脂等2.50%)；6、 乙烯尾气损失1%，机械损失1.5%；7、 原料乙烯组成（mol%）：C2H4=95.00%、CH4=1.60%、C3H8=1.0

2、0%；8、 催化剂络合物组成（质量%）：AlCl3=25.00%、二乙苯=51.70%、三乙苯=23.30%；9、 AlCl3添加量为0.03吨/吨乙苯，循环的AlCl3络合物量为0.35吨/吨乙苯；10、 烃化塔操作温度95，操作压力1.3atm，为简化计算，设：（1） 、尾气中除含C2H4、CH4、C3H8外，还含有HCl、苯、甲苯、乙苯、不含二乙苯以上物质；（2） 甲苯不参加反应；（3） 三乙苯以上按三乙苯计；（4） 新AlCl3络合物与循环络合物组成相同。11、 冷凝器操作压力1.3atm，尾气在40下冷凝；1、 进料温度：精苯及原料气 25；循环苯 25；新AlCl3络合物 65；循

3、环络合物 65；回流苯 40；2、 产品乙苯纯度99.50%(质量%)，尾气及其它损失的乙苯为产量的1%；3、 烷基化反应器顶部蒸出的芳烃中苯占70%、甲苯占20%、乙苯占10%（质量%）；4、 热损失为输出热的（510%）；5、 气体空塔速度W=0.1m/s；反应器生产强度为153kg170kg/(m3.h)2 设计规模、产品、原料规格、主要性质和用途2.1产品的主要性质、生产规模和生产能力 1产品名称：乙苯。2生产规模：10000吨年3生产能力：100001000（30024）=1388.89h2.2产品的主要性质、规格和用途1乙苯的主要性质乙苯是无色液体，具有芳香气味，可溶于乙醇、苯、四

4、氯化碳和乙醚，几乎不溶于水，易燃易爆，对皮肤、眼睛、粘膜有刺激性，在空气中最大允许浓度为100PPM。乙苯侧链易被氧化，氧化产物随氧化剂的强弱及反应条件的不同而异。在强氧化剂（如高锰酸钾）或催化剂作用下，用空气或氧气氧化，生成苯甲酸；若用缓和氧化剂或温和的反应条件氧化，则生成苯乙酮。 乙苯的其它性质如下表所示： 序号常数名称计量单位常数值备注1分子量106.1672液体比重0.88203沸点136.2101325Pa4熔点-94.4101325Pa5液体热容量kJ/（kg K）1.754298.15K6蒸汽热容量Kcal/（kg K）0.285277蒸发热kJ /mol35.59正常沸点下8液

5、体粘度104kgSee/M20.679209生成热Kcal/mol2.982010在水中溶解度11燃烧热Kcal/mol1101.1气体12闪点1513自然点553.014爆炸范围%(体积)2.37.42乙苯的规格AR分析纯 500ML/瓶 55.003乙苯的主要用途 乙苯是一个重要的中间体，主要用来生产苯乙烯，其次用作溶剂、稀释剂以及用于生产二乙苯、苯乙酮、乙基蒽醌等；同时它又是制药工业的主要原料2.3原料苯的主要性质、规格和主要用途 1原料苯的主要性质最简单的芳烃。分子式C6H6。为有机化学工业的基本原料之一。无色、易燃、有特殊气味的液体。在水中的溶解度很小，能与乙醇、乙醚、二硫化碳等有机

6、溶剂混溶。能与水生成恒沸混合物，沸点为69.25，含苯 91.2。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。苯在燃烧时产生浓烟。苯是一种无色、具有特殊芳香气味的液体，能与醇、醚、丙酮和四氯化碳互溶，微溶于水。苯具有易挥发、易燃的特点，其蒸气有爆炸性。苯能够起取代反应、加成反应和氧化反应。苯用硝酸和硫酸的混合物硝化，生成硝基苯，硝基苯还原生成重要的染料中间体苯胺；苯用硫酸磺化，生成苯磺酸，可用来合成苯酚；苯在三氯化铁存在下与氯作用，生成氯苯，它是重要的中间体；苯在无水三氯化铝等催化剂存在下与乙烯、丙烯或长链烯烃作用生成乙苯、异丙苯或烷基苯，苯催化加氢生成环己烷，它是合成耐纶的原料；苯在光照

7、下加三分子氯，可得杀虫剂 666，由于对人畜有毒，已禁止生产使用。苯难于氧化，但在 450和氧化钒存在下可氧化成顺丁烯二酸酐，后者是合成不饱和聚酯树脂的原料。苯是橡胶、脂肪和许多树脂的良好溶剂，但由于毒性大，已逐渐被其他溶剂所取代。苯可加在汽油中以提高其抗爆性能。苯在工业上由炼制石油所产生的石脑油馏分经催化重整制得，或从炼焦所得焦炉气中回收。苯蒸气有毒，急性中毒在严重情况下能引起抽筋，甚至失去知觉；慢性中毒能损害造血功能。苯的其他性质如下表所示： 序号常数名称计量单位常数值1分子量 78.112 密度 0.8793 熔点 5.54 沸点 80.15 闪点 -11.1（闭式）6 蒸气压 Pa 3

8、550（0）7 粘度 mPas（20） 0.64688 折射率 1.50119 毒性 LD50(mg/kg) 大鼠经口57002原料苯的规格 (1)海油苯乙烯装置对宝钢粗苯加氢产品苯的总N要求0.5ppm（2）江苏双良苯乙烯装置对苯的要求：碱性N0.1ppm3苯的主要用途 苯的最大用途是作为生产苯乙烯的单体原料，约占世界苯消耗量的50%。环已烷和苯酚也是苯重要消费领域。二者各占苯消费量的15%-18%。此外，苯胺、烷基苯、顺丁烯二酸酐也都是由苯生产的重要衍生物。 在芳烃中产量最大，应用最广。沿革1849年C.曼斯菲尔德从中分离出苯。1876年后实现了从回收苯，此后至20世纪50年代，苯几乎全部

9、来自焦炉煤气和煤焦油。1949年，美国用，从轻质石油馏分)生产苯。1961年实现烷基苯制苯。近年用歧化制苯和，还从中分离苯。上述各种石油制苯工艺的问世,使得苯的主要来源从煤转为石油,其生产也迅速发展。1950年，苯的世界年产量不足2Mt,1982年达10Mt以上。M.贝特洛于1866年曾用合成苯，因乙炔成本高，此法至今不具工业意义。 苯的主要用途是作汽油的掺合物，以提高汽油的辛烷值。随着石油化学工业的发展，作为化工原料的苯的用量越来越大，其中制苯乙烯、环己烷和异丙苯所耗用的量最多，约占世界总产量的80。我国70年代纯苯的产量为16.67万吨，1983年达42.5万吨。 苯的主要用途是作汽油的掺

10、合物，以提高汽油的辛烷值。随着石油化学工业的发展，作为化工原料的苯的用量越来越大，其中制苯乙烯、环己烷和异丙苯所耗用的量最多，约占世界总产量的80。我国70年代纯苯的产量为16.67万吨，1983年达42.5万吨。2.4原料乙烯的主要性质、规格和主要用途 1原料乙烯的主要性质名称结构简式常温时状态熔点沸点相对密度乙烯CH2CH2气169.2103.70.566 在通常状况下，乙烯是一种无色、稍有气味的气体。乙烯难溶于水，在标准状况时的密度为125g/L，比空气的宽度略小。乙烯的分子里含有碳碳双键，与只含碳碳单键的烷烃相比，双键的存在会对乙烯的化学性质产生什么影响呢？(1) 氧化反应 【实验2】

11、 点燃纯净的乙烯。观察乙烯燃烧时的现象。 可以看到乙烯在空气中燃烧，火焰明亮并伴有黑烟。跟烷烃一样，乙烯在空气中燃烧也生成二氧化碳和水。CH2CH23O22CO22H2O 乙烯含碳的质量分数比较高，燃烧时由于碳没有得到充分燃烧，所以有黑烟产生。 【实验3】 把乙烯通入盛有KMnO4酸性溶液的试管中，观察试管里溶液颜色的变化。可以看到，通入乙烯后，KMnO4酸性溶液的紫色很快褪去，如图3所示。这说明乙烯能被氧化剂KMnO4氧化，它的化学性质比烷烃活泼。利用这个反应可以区别甲烷和乙烯。(2) 加成反应 【实验3】 把乙烯通入盛有溴的四氯化碳溶液的试管中，观察试管里溶液颜色的变化。可以看到，乙烯通入

12、溴的四氯化碳溶液后，溴的红棕色很快褪去，如图4所示。说明乙烯与溴发生了反应。在这个反应中，乙烯双键中的一个键断裂，2个溴原子分别加在两个价键不饱和的碳原子上，生成无色的1，2-二溴乙烷液体。这种有机物分子中双键（或三键）两端的碳原子与其他原子或原子团直接结合生成的化合物的反应，叫做加成反应乙烯不仅可以与溴发生加成反应，还可以与水、氢气、卤化氢、氯气等在一定的条件下发生加成反应。例如：CH2CH2H2OCH3CH2OH工业上可以利用乙烯与水的加成反应，即乙烯水化法制取乙醇。(3) 聚合反应 在适宜的温度、压强和有催化剂存在的条件下，乙烯的碳碳双键中的一个键可以断裂，分子间通过碳原子的相互结合能形

13、成很长的碳链，生成聚乙烯。 CH2CH2CH2CH2CH2CH2CH2-CH2CH2CH2CH2CH2- 这个反应可以表示成：nCH2CH2聚乙烯的分子很大，相对分子质量可达几万到几十万，这种相对分子质量很大的化合物属于高分子化合物，简称高分子或高聚物。由相对分子质量小的化合物分子结合成相对分子质量大的高分子的反应叫做聚合反应。在聚合反应中，由不饱和的相对分子质量小的化合物分子结合成相对分子质量大的化合物的分子，这样的聚合反应同时也是加成反应，所以这种聚合反应叫做加成聚合反应，简称加聚反应。乙烯聚合成聚乙烯的反应就属于加聚反应2.乙烯的主要规格：（1）乙烯的含量：95%（体积）（2）CH4%=

14、16%（3） C2H6%=24%（4） C3H8%=1%（5） H2S含量0.0005%（体积%）3原料乙烯的主要用途 乙烯是石油化学工业最重要的基础原料，它主要用于制造塑料、合成纤维、有机溶剂等。从20世纪60年代以来，世界上乙烯工业得到迅速的发展。乙烯工业的发展，带动了其他以石油为原料的石油化工的发展。因此一个国家乙烯工业的发展水平，已成为衡量这个国家石油化学工业水平的重要标志。 我国的乙烯工业从无到有，近十几年来发展较快，已新建和改造成一批以年产30万吨、40万吨45万吨乙烯为主的乙烯生产装置，从1985年至1995年，10年间我国的乙烯年生产能力从7.2105t上升为30105t，增加

15、了3.2倍，一些规模更大、技术先进的乙烯生产装置正在建设中。乙烯除了是石化工业的重要原料之外，还是一种植物生长调节剂，用它可以催熟果实。在长途运输中，为了避免果实发生腐烂，常常运输尚未完全成熟的果实，运到目的地后，再向存放果实的库房空气里混入少量乙烯，这样就可以把果实催熟。 2.5无水AlCl3的规格1AlCl3含量 98.5%2FeCl3含量 0.1%3. 外观： 白色或淡黄色粉末4颗粒度 5mm3. 乙苯生产方法评述和选择乙苯的工业生产在世界上有很多方法，但由于资源限制，经济价格昂贵（催化剂）或技术上的落后等原因。目前，我国大都采用两大类中几种方法来生产乙苯。一类是从石油裂解所得的裂解汽油

16、及铂重整所得的重整产物中所含的C8馏分中分离制得；另一类是采用苯和乙烯为原料的烷基化法生产。3.1由C8芳烃分离生产乙苯 石油裂解制乙烯、丙烯时副产的裂解汽油，催化裂化制得的裂化汽油以及铂重整制得的重整油中所得的碳八馏分中都含有一定量的乙苯，将此馏分用超精馏塔（塔板数达350块）进行精馏，可制得纯度达99.7%的乙苯，该法生产乙苯的操作费用相对低廉，但产量太少，而且设备操作费用高。3.2苯的烷基化生产乙苯 芳烃的烷基化法是指在芳烃分子中，苯环上的一个氢或几个氢被烷基取代而生成烷基苯的反应，烷基化的主要目的是用来制取乙苯、异丙苯和十二烷基苯等重要的有机化工原料。 在烷基化反应中，用于提供烷基的物

17、质称为烷基化剂，一般采用的有烯烃，如：乙烯、丙烯、十二碳烯等。有时也可用卤代烃、醇、醚等作烷基化剂。由于所用的烷基化剂的不同，烷基化方法也不同，其中最常用、最重要的方法是用烯烃作为烷基化剂以生产各种重要的烷基苯的过程，其反应通式为：C6H6+CnH2nC6H5R（R=CnH2n+1）在反应过程中，除得到所需的烷基苯外，还生成一些多烷基苯副产物：C6H6+2CnH2nC6H4R2C6H6+3CnH2nC6H3R3甚至生成四烷基苯、五烷基苯以及少量的稠环化合物。苯烷基化法生产乙苯就是采用苯为原料，乙烯为烷基化剂的生产方法，该法在具体生产过程中由于采用的催化剂不同，又可分为以下几种方法：1气液相烷基

18、化法此法是国内外最普遍采用的生产乙苯的方法。用无水AlCl3作催化剂，HCl作助催化剂，反应温度为90100，在常压（或45kg/cm2）下进行连续操作，反应器的型式多为鼓泡式气液相反应器，在进行烷基化反应的同时，还可进行多烷基的脱烷基反应。该法有以下优点： （1）反应原料乙烯和苯来源都广泛，而且经济也合理。（2）反应温度和压力都较低，故操作条件缓和，不需加压和耐高温设备，生产工艺成熟，生产安全。（3）乙烯的转化率高（99%），收率高（9697%），以乙烯计。（4）进行烷基化的同时，可使多烷基化产物进行脱烷基化反应。（5）苯的乙烯配比小，即需从烷基化液中分离循环的苯量少。 （6）产品纯度高，废

19、料少。 （7）可采用较低浓度的乙烯。其缺点是由于AlCl3复合体中有HCl存在，所以，对设备腐蚀严重；另外，催化剂的耗量相对也较大，原料中水分对反应影响较大，因此，循环苯必须干燥。2气固相烷基化法该法采用固体磷酸作催化剂，在温度为230280，压力为4065kg/cm2条件下进行连续操作。在进行烷基化反应的同时，不能使生成的多烷基苯脱烷基。为防止高沸点物质生成而使催化剂活性降低，须使用过量苯（乙烯与苯的mol比为0.20.25）。因此产率虽可高达99%，但未反应的苯却大量增加，动力消耗较多。此法有以下优点：（1）催化剂易处理、价廉且无腐蚀性。（2）对设备材质要求不高；（3）操作方便。缺点是未反

20、应苯循环量大，耗动力多，不能进行脱烷基化反应，催化剂活性迅速下降，设备要求耐高压，总之，生产不够经济，故现已较少采用。3低浓度乙烯气固相烷基化法此法可用低浓度乙烯为原料（含5100%乙烯的原料均可），所用催化剂为氟化硼和过渡族金属的氟化物，如：铁的氟化物与氟化氢的混合物，反应温度为150250，压力为2035kg/cm2，乙烯可100%转化，得到99.9%以上的高纯度的乙苯产品。此法有以下优点： （1）可以在进行烷基化的同时使多烷基苯进行脱烷基化反应，生成单乙苯。（2）可使用低浓度的乙烯为原料，气体中乙炔不须除去，但所含硫化物与水分必须除去。缺点是此法催化剂制备条件较严格，费用较大。4莫比尔巴

21、杰尔法（MobilBadger）1975年莫比尔公司和巴杰尔公司联合开发了采用ZSM5催化剂（改性沸石分子筛）使苯与乙烯气相烷基化制乙苯的新工艺，新鲜苯与循环苯经预热、蒸发后与烷基芳烃循环液和新鲜乙烯混合，进入莫比尔公司开发的固定床多相催化反应器（两台、其中一台运转、另一台再生），在435450，1.422.84MPa下进行乞相反应，反应气体经三塔分离后可得生产苯乙烯的单体乙苯。此法的特点是：装置的排气和残液均可提供装置所需燃料的25%，可回收输入热和反应热的95%，用于产生低压及中压蒸汽；过程中不产生污染环境的工艺废物，所用催化剂无腐蚀性等。通过以上对各法的论述和比较及根据我国的具体情况，我

22、采用苯的烷基化法中的气液相法生产乙苯。此法虽在技术上不够先进，但安全可靠，工艺成熟，经济上也较合理。所以，该法目前还是我国生产乙苯的主要方法。4. 气液相烷基化基本原理及工艺影响因素4.1反应原理1主反应：C6H6+C2H4C6H5C2H5+Q2副反应：C6H5C2H5+C2H4C6H4(C2H5)2+Q C6H4(C2H5)2+C6H62C6H5C2H5+Q除此之外,还可能发生异构化反应生成间二烷基苯和邻、对位二烷基苯；烯烃聚合反应生成高沸点的焦油和焦炭。由此可知，芳烃是单烷基苯和各种二烷基苯异构体的复杂混合物。它们之间存在着相互间的平衡关系。4.2催化剂工业上常用的酸性卤化物有AlCl3、

23、AlBr3、BF3HF、BF3H2SO4、ZnCl2、FeCl3等其活性大小次序为AlBr3AlCl3FeCl3BF3ZnCl2。一般采用的是AlCl3，该催化剂活性很高，可在100以下反应，且兼具有使多烷基苯与苯发生烷基转移的催化作用，使用时需加少量HCl或RCl进行促进，使其转化为H+AlCl4-或R+AlCl4-。H+、R+可使烯烃变为正烃离子。即：R+C6H6C6H5R+H+H+C2H4C2H5+也可加少量水使生成少量HCl，使用AlCl3催化剂的主要缺点是对设备腐蚀性很大。但由于AlCl3价廉易得，催化活性高，所以工业上常被使用。在实际生产中，配制催化剂络合物时，必须注意AlCl3的

24、用量和助催化剂HCl的来源。AlCl3的用量随反应温度的不同而变动，反应温度为80时，AlCl3用量不低于10%（以苯量基准计），但在100时，用量只要78%就够了，通常AlCl3用量约为912%。AlCl3用量对烷基化的影响如下表：AlCl3%(以苯质量计)反 应 物 组 成 mol%烯烃转化率%一烷基苯二烷基苯三烷基苯四烷基苯646.816.01.80.680947.214.52.00.9931247.713.81.71.095常用的催化络合物配方如下:(质量%)AlCl3=1012%、多烷基苯：2530%、苯：5060%此外，还应加入生成络合物所需的氯化氢，或保证能放出一定量HCl的物质

25、。烷基化过程中若HCl的数量不够，会导致反应不正常，烷基化产物中多烷基苯含量增加。氯化氢的来源生产上一般采用两种方法来获得：第一：加入一定量水或靠原料苯中所带的微量水分使AlCl3水解而放出：AlCl3+3H2O3HCl+Al(OH)3第二：加入一定量氯乙烷或氯丙烷，使它与苯反应而生成：C2H5Cl+C6H6C6H5C2H5+HCl一般每mol的AlCl3催化剂用0.5mol的HCl就可以满足配成催化络合物的要求,但生产中HCl呈气态,往往会被气流带走,所以必须加入稍过量的HCl。4.3反应机理采用AlCl3为催化剂时，必须有助催化剂HCl存在。真正对烷基化反应起催化作用的是由苯、烯烃、三氯化

26、铝和氯化氢组成的三元络合物，俗称“红油：”，它是油状红棕色的液体，密度大于1且不溶于烃。 络合物在反应过程中的催化机理按下列步骤进行： 在HCl存在下，烯烃乙烯与三氯化铝首先化合：化合物再与苯化合生成三元络合物：此络合物与C2H4化合又生成新的给合物：新生的给合物与苯起复分解反应就生成了烷基苯： 以上过程中，AlCl3不仅可以和一个烷基，也可以和两个、三个甚至更多烷基作用生成三元络合物。如：；。这些络合物一方面和苯进行复分解反应，生成多烷基苯，如：同时又可与反应物中多烷基苯起复分解反应进行脱烷基化，多烷基苯不断脱烷基而生成烷基苯，如：以上所有反应都处于动态平衡，即烷基不断地由这一络合物转变到另

27、一络合物。烷基化反应的结果生成了一烷基化苯和多烷基化苯。同时，络合物的碳氢化合物组成也部分地随着产物的组成变化而变化。在络合物与反应物之间产生了烷基的置换作用，并且反应很快达到平衡，此时，反应产物有一定组成，这个组成仅与反应混合物中烷基与苯核的比例有关，而和原料的组成无关。所以，在络合物周围介质中的烷基浓度愈大，则络合物中所含的烷基愈多，生成的烷基苯也就愈多。因此，随着烷基对苯核比例的增加，生成多烷基的数量就愈多。反之，则有利于生成一烷基苯。由此所得，实际生产中选择好原料配比，对获得最佳一烷基苯收率是具有十分重要意义的。4.4 影响烷基化反应的主要因素1温度和压力烷基化反应是放热反应，由热力学

28、分析可知，在较低的温度下，有较好的平衡收率，随温度升高，一烷基苯收率反而下降。同时，在非均相烷基化过程中，温度过高，不利于烯烃的吸收，催化络合物容易树脂化而遭破坏，超过120络合物明显树脂化。反应温度低些虽然有利于一烷基苯生成，但反应速度太慢，对反应进行不利。适宜的反应温度随所用催化剂的不同而不同，采用三氯化铝为催化剂时，乙烯对苯烷基化温度一般控制在90100。原料烃类的转化率随温度的降低和气体在反应区停留时间的缩短而降低。在一定的反应容积中，气体通入量增加则其停留时间就相应缩短，因此，气体通入量应严格控制在使原料在反应区有较适宜的停留时间，有利于提高反应温度。压力对气液相反应平衡影响不大，根

29、据热力学计算，在生产的操作温度下烯烃在常压下已完全转化，但当采用的烯烃浓度低时，为了提高反应设备的生产能力，可在稍高的压力（56atm）下操作，通常在使用三氯化铝催化剂时，乙烯与苯烷基化反应均在常压下进行。2原料配比在反应体系中所有催化剂络合物都处于动态平衡状态，络合物周围介质中乙烯浓度越大，三氯化铝络合物中所含烷基愈多，生成烷基苯亦愈多。因此，随着所吸收乙烯对苯的比例的增加，反应将向生成多烷基苯的方向进行。由此可见，烯烃与苯的比例对烷基苯的组成有很大影响。用三氯化铝催化剂，随着乙烯与苯的比例的增加，一烷基苯收率开始是增加到一定程度后又随之下降而多烷基苯的收率却一直是增加的，这说明生成的一烷基

30、苯又转化成多烷基苯。此时，苯转化率的增加，只能说明更多的原料消耗于生成副产物。由此可见，反应产物的组成，在其它工艺条件一定的情况下，主要决定于烯烃和苯的比例。为了获取较高收率，乙烯与苯烷基化时，乙烯与苯的mol比以0.50.6为宜。当有多烷基苯循环使用时，这个比例数据应当是原料混合物中烷基和苯核的比值。3原料纯度原料纯度是指乙烯和苯的纯度，要求苯的沸点范围为79.5580.55，用三氯化铝催化剂进行液相烷基化反应时，可以采用不同浓度的烯烃，由于原料来源不同，其中所含杂质也不同，通常原料中存在下列杂质时，必须除去。（1）含氧化合物，如：乙醛、乙醚等，它们会使催化络合物钝化。（2）乙炔与丁二烯会引

31、起催化络合物树脂化而失去活性，四碳烯烃含量1.0%(体积)、乙炔0.5%(体积)。（3）硫化物使催化剂中毒而失去催化作用。苯中含硫量应小于0.1%(质量)。（4）在用乙烯烷基化时，要特别注意控制高碳烯烃的含量，因为高碳烯烃较乙烯更容易进行烷基化反应，使烷基化产物复杂化，造成分离困难，增加原料苯耗量。（5）苯中不分会使三氯化铝催化剂水解生成没有活性的氢氧化铝沉淀，并造成管道堵塞。为了获取生成HCl所需的水份，必须注意计量，而且水分最好随同气体烯烃加入，以便于操作控制。如果是采用苯中带入水分使三氯化铝催化剂进行水解以产生HCl，则苯中水一定要精确计算，不可过量太多。一般含水量小于500700ppm

32、。5. 气液相烷基化法工艺流程乙烯与苯的气液相烷基化法生产乙苯的工艺流程由催化络合物的配制，烷基化反应，络合物的沉淀与分离，中和除酸，粗乙苯的精制与分离等工序组成。5.1三氯化铝溶解三氯化铝复合体在装有搅拌装置的三氯化铝溶解锅（配制槽）中配制而成，多乙苯由多乙苯贮槽经泵送至多乙苯高位槽，静止放水后，再经沉降槽入溶解锅，在不断搅拌下将固体三氯化铝倒入溶解锅，然后缓慢地加入约12kg水，借设备外夹套蒸汽加热，使物料温度维持在6080下连续搅拌溶解46小时，停止搅拌，沉降1小时即可。每小时2kg/cm2（表）的乙烯乙烷气压送到沉降槽，静止沉降3060分钟后，再压送到三氯化铝计量槽供烷基化使用，沉降槽

33、底部的未溶解固体三氯化铝残渣仍放回溶解锅继续溶解。5.2废复合体回收由废复合体贮槽出来的废复合体，于废复合体分解槽加水进行分解，分解后的物料送至蒸馏釜，进行水蒸汽蒸馏，分解槽中水从底部打污口放出。由蒸馏釜蒸出的物料及水蒸汽，经过冷凝器冷凝后，再经冷却器进入油水分离器，未冷凝的气体分出后放空，污水由油水分离器底部放出，回收烃化液由分离器顶部溢流入烃化液中间贮槽。5.3烃化反应即烷基化反应精苯由苯贮槽，及回收苯贮槽由苯泵送入烃化塔底部，乙烯由造气车间经乙烯缓冲罐以进苯量的810%进入烃化塔，催化剂复合体根据反应的实际情况，间歇地用乙烯气自催化剂计量槽压入烃化塔中。苯和乙烯在三氯化铝催化剂存在下，进

34、行烷基化反应，反应温度维持在955，反应压力0.30.5kg/cm2（表）。反应温度的调节可由苯进量和烃化塔外夹套，采用通入水蒸汽或冷却水及回流烃化液温度进行调节。烃化塔内的过量苯蒸汽及未反应的乙烯气，由烃化塔顶部出塔，经捕集器捕集，使带出的烃化液回到烃化液沉降槽，其余气体进入循环苯冷凝器冷凝，并控制使之冷到40左右，经气液分离器后，回收苯送入水解塔，分离出来的尾气（即HCl）进入尾气洗涤塔洗涤。烃化液及其被带出的一部分AlCl3复合体，在烃化塔上部出口溢流而出，经气液分离器进入烃化液冷却器，冷却到6575，再进入烃化液沉降槽，沉降下来的AlCl3复合体返回烃化塔内作回流。沉降槽上部烃化液流入

35、烃化液缓冲缸，根据反应进行情况，间歇地从烃化液沉降槽放一部分废复合体去废复合体贮槽进行分解。进入缓冲缸的烃化液，由于烃化系统本身的压力，压进水解塔底部进口，水解塔水解用水，由水解塔上部入口加入，夹带在烃化液中的AlCl3复合体，遇水分解。水解塔上部出口溢流出的烃化液进入烃化塔中间贮槽，水解塔中的污水由底部出口通过h型液柱管控制油水液面，将污水排至污水处理系统。由烃化液中间缸出来的烃化液与碱液缸出来的30%NaOH溶液或油碱分离器出来的大于5%的碱液，一起经中和泵中和之后的混合液进入油碱分离器沉降槽内沉降分离，分离后的烃化液入第二油碱分离沉降槽内再分离，烃化液从上部溢流出，去烃化液贮槽，供精馏进

36、料用，油碱分离器中的碱液由底部出口被中和泵抽出循环使用。5.4分离岗位1.粗乙苯精制方案的选择烃化液经沉降、中和处理后，其组成为含苯50%、乙苯35%、二乙苯12%、多乙苯3%，由于这些组分沸点差都比较大，采用一般精馏方法就可将它们分开。按沸点不同，可将粗乙苯中各组分分成如下表所示的四个部分：组分名称ABCD苯乙苯间二乙苯邻二乙苯对二乙苯1,3,5三乙苯2,4,6三乙苯沸点80.09136.2181.25183.30183.60215217按多组分精馏原则，采用四塔或三塔体系组成分离系统，一般采用的有下面两种方案。（1）第一方案： 首先将苯、乙苯及部分多乙苯（主要是二乙苯）在第一塔塔顶蒸出，塔

37、顶馏出物进入第二塔，将苯自第二塔塔顶蒸出，釜液进入第三塔，将乙苯自第三塔塔顶蒸出，第一塔塔釜液送入第四塔，用减压精馏将多乙苯自塔顶蒸出，第一方案。（2）第二方案： 按沸点不同将各组分逐一分离。在第一塔中将苯自塔顶蒸出，在第二塔中将乙苯自塔顶蒸出，在第三塔中再将二乙苯自塔顶蒸出，釜液送至蒸发器脱出焦油得到多乙苯。第二方案。（3）两个方案的比较：以上两个方案各有优缺点，第二方案按沸点高低逐步分离，塔负荷逐步减小，因此塔径及动力消耗都较小，但是其中较重组分须经三个塔的高温加热，停留时间较长，容易产生树脂状焦化物，造成损失，为了克服这一缺点，第三塔往往采用减压精馏，但若较重组分的侧链含有不饱和双键时，

38、则不宜采用此分离方案。为了避免较重组分在塔釜内高温加热和停留时间过长，以减少焦化损失，多采用第一方案进行分离，但此方案不是按沸点高低逐一分离，所以能量消耗要大些。目前国外两种方案均有采用，我国多采用第二方案，本设计主要从能耗考虑，采用第二方案。2.分离流程(1) 苯回收烃化液贮槽中的烃化液，由苯塔进料泵抽出，经苯塔进料预热器，打入塔，进煽动位置为（19、21、23）块板，苯塔塔顶温度为802，压力为0.1kg/cm2(表)，塔底温度为1522，压力为0.250.5kg/cm2(表)，塔顶部出来的苯蒸汽经冷凝器和尾气冷凝器，用河水进行冷却，冷凝后的物料进回流缸，由回流泵从回流缸中抽出，一部分扬送

39、回塔作回流，一部分入回流液贮槽。苯塔塔釜内残液为乙苯、二乙苯、多乙苯和微量苯，经第一、第二冷却器冷凝，作乙苯塔进料。（2）乙苯精馏乙苯塔流程与苯塔完全相似。苯塔釜液经过滤，冷凝由乙苯塔进料泵打入预热器，进入乙苯塔，进料位置也为第19、21、23块板。采用减压操作，塔顶真空度为684mmHg柱；塔顶温度为782，塔釜温度为1422，塔釜真空度为320mmHg柱。乙苯蒸汽自塔顶出塔，进入冷凝器冷凝后入回流缸。由泵抽出一部分送回流塔作回流；其余部分作为精乙苯成品，流入乙苯计量槽。乙苯塔釜液含有部分乙苯及二乙苯、多乙苯和少量焦油，由乙苯塔釜液泵送去脱焦。（3）脱焦贮存在乙苯塔釜液贮槽内的釜液由泵打入脱

40、焦预热器，再送入脱焦釜，脱焦釜温为140，真空度为200mmHg柱左右，脱焦釜内气相进入多乙苯分馏塔，进一步蒸馏。出料经冷凝器送至多乙苯受槽，再入多乙苯贮槽，一部分回脱焦塔作回流，一部分由多乙苯泵打入高位槽及烃化塔。脱焦塔塔釜底部焦油抽入焦油釜，装桶出厂。6、乙苯生产工艺计算 6.1设计条件 1一年工作曰按300天计，一天以24小时计；2苯单耗0.80吨（纯）/吨乙苯（纯）；3精苯（原料苯）组成（质量%）：苯99.00%；甲苯0.95%；H2O 0.05%；4苯对乙苯的单程转化率35%；5乙烯总转化率97.50%(生成乙苯91.00%、二乙苯4.00%、三乙苯及树脂等2.50%)；6乙烯尾气损

41、失1%，机械损失1.5%；7原料乙烯组成（mol%）：C2H4=95.00%、CH4=1.60%、C3H8=1.00%；8催化剂络合物组成（质量%）：AlCl3=25.00%、二乙苯=51.70%、三乙苯=23.30%；9AlCl3添加量为0.03吨/吨乙苯，循环的AlCl3络合物量为0.35吨/吨乙苯；10烃化塔操作温度95，操作压力1.3atm，为简化计算，设： （1）甲苯不参加反应；（2）三乙苯以上按三乙苯计；（3）新AlCl3络合物与循环络合物组成相同。11冷凝器操作压力1.3atm，尾气在40下冷凝；12进料温度：精苯及原料气 25 循环苯 25；新AlCl3络合物 65 循环络合物

42、 65回流苯 40 13产品乙苯纯度99.50%(质量%)，尾气及其它损失的乙苯为产量的1%；14烷基化反应器顶部蒸出的芳烃中苯占70%、甲苯占20%、乙苯占10%(质量%)；15热损失为输出热的（510%）；16气体空塔速度W=0.1m/s；17反应器生产强度为153kg170kg/(m3.h)。18用于吸收塔顶（烃化塔）尾气中的苯的二乙苯量为600kg/h，温度为25，该二乙苯溢流后进入烷基化液中。6.2 物料衡算1、烷基化反应器工艺流程图2物料平衡示意图尾气原料新鲜苯烷基化液循环苯原料乙烯废络合物新鲜络合物循环络合物损失3过程的化学反应方程式 主反应：C6H6+C2H4C6H5C2H5+

43、Q副反应：C6H5C2H5+C2H4C6H4(C2H5)2+Q C6H4(C2H5)2+C6H62C6H5C2H5+Q4计算基准：以每小时生产乙苯量为基准（纯乙苯）100001000（30024）=1388.889kg/h因损失的乙苯量为产量的1%，则反应生成的乙苯量为：1388.889（11%）=1402.918kg/h5原料乙烯气进料量的计算 乙烯理论消耗量为：1402.918M乙烯M乙苯=1402.91828106=370.582kg/h 乙烯实际消耗量为：370.58291%=407.233kg/h 乙烯在生成物中的分配量为：用于乙苯的量：407.23391%=370.582kg/h用

44、于二乙苯的量：407.2334%=16.289kg/h用于三乙苯的量：407.23322.5%=10.181kg/h总损失量为：407.23322.5%=10.181kg/h合 计：407.233kg/h将原料乙烯气的mol%换算成质量%如下：组分C2H4CH4C2H6C3H8合计Mol%95.001.602.401.00100质量%94.950.912.571.57100如C2H4(质量)%=0.950028(0.950028+0.016016+0.024030+0.01044)=94.95%原料乙烯气总质量为：407.23394.95%=428.892kg/h其中：C2H4为：428.89

45、294.95%=407.233kg/h CH4为：428.8920.91%=3.903kg/hC2H6为：428.8922.57%=11.023kg/hC3H8为：428.8921.57%=6.734kg/h合计：428.892kg/h6原料新鲜苯量的计算原料新鲜苯量：因苯单耗为0.80吨/吨乙苯计(纯)，故原料新鲜苯量为：0.801402.9180.99=1133.671kg/h其中：纯苯为 1133.67199%=1122.334kg/h 甲苯为 1133.6710.95%=10.770kg/h 水为 1133.6710.05%=0.567kg/h合计： 1133.671kg/h原料新鲜苯

46、中苯量的分配为：用于生产乙苯的苯量为：370.5822878=1032.336kg/h用于生产二乙苯的苯量为：16.289280.578=22.688kg/h用于生产三乙苯的苯量为：10.18128378=9.454kg/h合计：1064.478 kg/h苯损失量（包括尾气中的损失）为：1122.3341064.478=57.856 kg/h生成的产物量为：生成乙苯为：370.58228106=1402.918kg/h生成二乙苯为：16.289280.5134=38.977kg/h生成三乙苯为：10.181283162=19.635kg/h合计：1461.530kg/h7循环苯量的计算进入反应

47、器的苯量（不包括回流苯）因苯的单程转化率为35%，故进入烷基化反应器的苯量为：1064.47835%=3041.366 kg/h循环苯量为：3041.3661122.334=1919.032kg/h8新鲜络合物用量的计算因添加新鲜AlCl3量为0.03吨/吨乙苯，所以新鲜络合物量为：0.031402.9180.25=168.350kg/h由络合物组成：AlCl3=25.00%、二乙苯=51.70%、多乙苯=23.30%得：新鲜络合物中各物质的量为：AlCl3为：168.35025.00%=42.088kg/h二乙苯为：168.35051.70%=87.037kg/h多乙苯为：168.35023

48、.30%=39.226kg/h合计： 168.350kg/h9循环络合物量的计算因循环AlCl3络合物量为0.35吨/吨乙苯，故循环AlCl3络合物量为：0.351402.918=491.021kg/h其中：AlCl3为：491.02125.00%=122.755kg/h二乙苯为：491.02151.70%=253.858kg/h多乙苯为：491.02123.30%=114.408kg/h合计： 491.021kg/h10尾气（冷凝器出口）量的计算 尾气中的乙烯量因尾气中的乙烯损失量为1%，故尾气中的乙烯量为：407.2330.01=4.072kg/h 尾气中的惰性气体量因原料C2H4中带入的

49、CH4、C2H6、C3H8不参加反应，则尾气中各组分的量为：组分C2H4CH4C2H6C3H8合计kg数4.0723.90311.0236.73425.732质量%kmol数0.14540.24390.36740.15300.9097mol% 尾气中夹带的HCl的计算假定由原料新鲜苯中带入的水与三氯化铝反应生HCl全部跑到尾气中去，因：3H2O(l) + AlCl3 Al(OH)3 + 3HCl(g)318133.5 78 336.50.567 z y x设生成HCl为x kg、Al(OH)3为y kg、消耗AlCl3为z kg，则：生成的HCl量为：x=336.50.567(318)=1.1

50、50kg生成的Al(OH)3量为：y=780.567(318)=0.819kg消耗的AlCl3量为：z=133.50.567(318)=1.402kg 尾气中夹带的苯、甲苯、乙苯量的计算（假定尾气中不含二乙苯以上的烷基苯，尾气中苯、甲苯、乙苯馏分达饱和量）由：得：（式中：为苯、甲苯、乙苯的饱和蒸汽压；p气为除了苯、甲苯、乙苯以外的气体的分压；n气为除了苯、甲苯、乙苯以外的气体的摩尔数；为苯为摩尔数）尾气中n气量为：n气=0.9097+0.56718=0.9412kmol由化工工艺及计算查得苯、甲苯、乙苯的安托因方程为：苯：ln P=14.16032948.78(T44.5633) (k Pa)

51、甲苯：ln P=14.25153242.38(T47.1806) (k Pa)乙苯：ln P=13.96983257.17(T61.0096) (k Pa)将T=40+273.15=313.15K代入上述三式可得苯、甲苯、乙苯的饱和蒸汽压分别为：P苯=24.0810 k Pa=0.2377atm；P甲苯=7.8515 k Pa=0.0775atm；P乙苯=2.8626 k Pa=0.0283atm尾气中带走的苯量为：=0.2339kmolm苯=0.233978=18.2431kg同理可得尾气中带走的甲苯量为：n甲苯=0.0763kmol、m甲苯=0.076392=7.016kg尾气中带走的乙苯

52、量为：n乙苯=0.0278kmol、m甲苯=0.0278106=2.952kg尾气的总质量为：25.732+1.150+18.243+7.016+2.952=55.093 kg将尾气中各组分的量整理成如下表：组分C2H4CH4C2H6C3H8HClC6H6C6H5CH3C6H5C2H5合计kg数4.0723.90311.0236.7341.15018.2437.0162.95255.093质量%7.3917.08420.00812.2232.08733.11312.7355.358100.000kmol数0.14540.24390.36740.15300.03150.23390.07630.0

53、2781.2792mol%11.36619.06728.72111.9612.46218.2855.9652.173100.00011烷基化液量的计算： 烷基化液的总重量=循环苯+（产物乙苯尾气损失乙苯）+二乙苯（包括生成的+新鲜络合物中的+循环络合物中的）+三乙苯（生成的+新鲜络合物中的+循环络合物中的）+AlCl3（新鲜络合物+循环络合物）反应掉的+（新鲜原料苯中甲苯量尾气中甲苯量）+生成的Al(OH)3量=1919.032+(1402.9182.952)+(38.977+87.037+253.858) +(19.635+39.266+114.408)+(42.088+122.7551.4

54、02)+0.819+(10.7707.016)=4040.153kg/h 烷基化液经沉降分离后，分离出三氯化铝络合物后苯、乙苯馏分量为：循环苯+(产物乙苯尾气带走乙苯)+(生成二乙苯+生成三乙苯)+(甲苯尾气带走甲苯)=1919.032+(1402.9182.952)+(38.977+19.635)+(10.7707.016)=3381.364 kg/h 排除的废络合物量的计算排除的废络合物量为：进入系统的络合物总量循环络合物量，即为：新鲜络合物+循环络合物量反应掉的三氯化铝+生成的Al(OH)3量循环络合物量=168.3501.402+0.819=167.767 kg/h12生产过程中机械损

55、失量的计算 乙苯机械损失量为：乙烯总损失量尾气中带走的量=10.1814.072=6.109 kg/h 苯的机械损失量为：苯的总损失量尾气中带走的量=57.85618.243=39.613 kg/h13烷基化反应器部分物料平衡表（不包括回流部分）项 目进 料项 目出 料kg/h质量%kmol/hmol%kg/h原料乙烯C2H4407.23394.9514.544095.00尾气C2H44.072CH43.9030.910.24391.60CH43.093C2H611.0232.570.36742.40C2H611.023C3H86.7341.570.15301.00C3H86.734合计428

56、.892100.0015.3083100.00C6H618.243原料苯C6H61122.334C6H5C2H52.952C6H5CH310.770C6H5CH37.016H2O0.567HCl1.150合计1133.671合计55.093循环苯1919.032烷基化液分离C6H61919.032新络合物AlCl342.08825.00C6H5C2H51399.966二乙苯87.03751.70C6H4(C2H5)238.977*三乙苯39.22623.30C6H3(C2H5)319.635合计168.350100.00C6H5CH33.754循络合物AlCl3122.75525.00合计33

57、81.364二乙苯253.85851.70废络合物AlCl340.686三乙苯114.40823.30C6H4(C2H5)287.037合计491.021100.00C6H3(C2H5)339.226Al(OH)30.819合计167.767损失C2H46.109C6H639.613循环络合物491.021总 计4140.966总 计4140.967注：吸收尾气中苯所用的二乙苯的量为600kg，全部进入分离后的烷基化液中。6.3 热量衡算1烷基化反应器工艺流程及温度控制图（见物料衡算）2热量平衡示意图如下：二乙苯带入热Q二乙苯烃化塔9595塔顶气体带出热Q865新鲜Cat络合物Q565循环Cat络合物Q695烷基化液中苯乙苯馏分Q1025新鲜原料苯Q295烷基化液中AlCl3络合物Q1140回流苯Q325循环苯Q4塔顶苯、乙苯、甲苯蒸发带出热Q925原料乙烯气带入热Q1反应热Q7反应器热损失Q123选基准温度为254物料带入热