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乙苯脱氢制苯乙烯工艺流程模拟 石   油   化   工 PETRO CH EM ICAL TECHNOLO G Y     2009年第 38卷第 4期 [收稿日期 ] 2008 - 11 - 15; [修改稿日期 ] 2009 - 01 - 14。 [作者简介 ] 丁中海 ( 1982—) ,男 ,山东省烟台市人 ,硕士生。联系 人 :顾雄毅 ,电话 021 - 64253072,电邮 gxiongy@ecust. edu. cn。 [基金项目 ] 国家自然科学基金重点项目 ( 20736011 ) ;教育部创新 团队发展计划项目 (...

乙苯脱氢制苯乙烯工艺流程模拟
石   油   化   工 PETRO CH EM ICAL TECHNOLO G Y     2009年第 38卷第 4期 [收稿日期 ] 2008 - 11 - 15; [修改稿日期 ] 2009 - 01 - 14。 [作者简介 ] 丁中海 ( 1982—) ,男 ,山东省烟台市人 ,硕士生。联系 人 :顾雄毅 ,电话 021 - 64253072,电邮 gxiongy@ecust. edu. cn。 [基金项目 ] 国家自然科学基金重点项目 ( 20736011 ) ;教育部创新 团队发展 计划 项目进度计划表范例计划下载计划下载计划下载课程教学计划下载 项目 ( IRT0721)。 乙苯脱氢制苯乙烯工艺流程模拟 丁中海 ,顾雄毅 ,隋志军 ,周兴贵 (华东理工大学 化学工程联合国家重点实验室 ,上海 200237) [摘要 ] 采用 A spen Plus化工流程模拟软件对乙苯两段脱氢、乙苯三段脱氢、乙苯脱氢 - 氧化和乙苯脱氢 - 氧化 - 换热 4种乙苯 脱氢制苯乙烯工艺的流程进行模拟。模拟结果表明 ,乙苯脱氢 - 氧化和乙苯脱氢 - 氧化 - 换热工艺脱氢过程的蒸汽用量比乙苯 两段脱氢工艺降低 35%和 37% ;乙苯脱氢 -氧化和乙苯脱氢 - 氧化 - 换热工艺由于氢气氧化反应器的存在 ,尾气中氢气的量较 少 ,尾气压缩机的功耗比乙苯两段脱氢工艺降低 38%和 67% ; 乙苯脱氢 -氧化工艺和乙苯脱氢 - 氧化 - 换热工艺乙苯的单程转 化率达到 80%以上 ,循环乙苯量较乙苯两段脱氢工艺大幅降低 ,因此这两种工艺分离过程的蒸汽用量比乙苯两段脱氢工艺减少 15%和 17%。 [关键词 ] 乙苯 ;苯乙烯 ;脱氢 ;氧化 ;工艺流程 ;模拟 [文章编号 ] 1000 - 8144 (2009) 04 - 0412 - 07   [中图分类号 ] TQ 021. 8   [文献标识码 ] A Process S im ula tion for Ethylbenzene D ehydrogena tion to Styrene D ing Zhongha i, G u Xiongyi, Su i Zh ijun, Zhou Xinggu i ( S tate Key L aboratory of Chem ical Engineering, East China U niversity of Science and Technology, Shanghai 200237, China) [ Abstract] Four p rocesses fo r e thy lbenzene dehyd rogenation to sty rene inc lud ing the e thy lbenzene tw o2stage dehydrogena tion, e thy lbenzene th ree2s tage dehyd rogenation, e thy lbenzene dehydrogenation2 ox ida tion and e thy lbenzene dehydrogenation2ox ida tion2heat exchange p rocesses w ere sim ula ted by using A sp en Plus sof tw are fo r the sake fo r p rov id ing a gu idance of se lec ting a m ore econom ica l p rocess in new p lan t design. The com parison of the p rocesses w ere m ain ly d irec ted against trad itiona l e thy lbenzene tw o stage dehydrogenation. The steam consum p tion of the tw o dehyd rogenation2ox ida tion p rocesses cou ld be saved by 35% and 37% in com p aring w ith e thy lbezene tw o2s tage dehyd rogenation p rocess. The insta lla tion of hydrogen burn ing reac to r obv iously decreased hydrogen in ta il2gas. The com p ressor p ow er consum p tions of the tw o p rocesses the refo re dec reased 38% and 67%. S ing le pass conversion of e thy lbenzene in bo th p rocesses reached m o re than 80% , so the cyc ling e thy lbenzene of bo th p rocesses decreased substan tia lly. The re la ted steam consum p tions of d istilla tion part d ropped by 15% and 17%. [ Keywords] e thy lbenzene; s ty rene; dehydrogenation; ox ida tion; techno log ica l p rocess; s im ula tion   苯乙烯是重要的基本有机化工原料 ,广泛用于 生产塑料、树脂和合成橡胶 [ 1 ] 。2003—2006年 ,我 国苯乙烯产量由 948 k t增至 2 166 k t。与此同时 ,我 国苯乙烯消费量也由 3 603 k t增至 4 503 k t。长期 以来 ,我国苯乙烯产量不能满足需求 , 2003—2006 年我国苯乙烯进口量为 2 343~2 661 k t。虽然我国 苯乙烯产量不断增加 ,但是需求量也在逐年增加 , 苯乙烯对外依存度依然很高。 目前 ,全球苯乙烯生产能力中 ,乙苯脱氢法占 90%。由于乙苯脱氢生成苯乙烯和氢气是一个强吸 热、分子数增多的反应 , 从热力学角度看 , 采用负 压、提高反应温度、使用新型乙苯脱氢催化剂 ,可提 高乙苯的单程转化率 [ 2 ] ,但仍然受到反应平衡的限 制。为了克服平衡限制 , 开发了乙苯脱氢氧化工 艺 ,使生成的氢气与氧气反应 ,即将部分氢气燃烧 掉 ,这不但对生成苯乙烯有利 ,而且还可为乙苯脱 氢反应提供热量 ,具有很强的竞争优势 [ 3 ] ,因此成 ·214·  第 4期 丁中海等 1乙苯脱氢制苯乙烯工艺流程模拟 为很有发展前途的新工艺。 近年来 ,国内对苯乙烯装置脱氢反应器、脱氢 过程的能耗、分离过程的分离效果等局部工段和设 备进行了深入的研究。刘文杰 [ 4 ]对乙苯两段脱氢 过程的全流程进行了模拟计算及优化 ,但未见有关 乙苯脱氢氧化工艺的流程模拟及乙苯两段脱氢工 艺与能耗、物耗综合比较的文献报道。 本工作采用 A sp en Plus化工流程模拟软件 ,对 乙苯脱氢制苯乙烯工艺进行全流程模拟计算 ,并比 较了不同工艺的物耗和能耗 ,为工艺流程选择和过 程设计提供指导。 1 苯乙烯装置的工艺流程 传统的乙苯脱氢制苯乙烯工艺为两段脱氢工 艺 ,采用中间换热的两段负压绝热脱氢技术 ,工艺 流程见图 1。原料乙苯首先与过热蒸汽混合并经多 次换热达到脱氢反应温度后 ,在第一段脱氢反应器 中进行脱氢反应 , 反应后的物料经换热器加热升 温 ,再进入第二段脱氢反应器继续进行反应 ; 脱氢 反应产物在主冷凝器中冷凝成脱氢液 ,脱氢液进入 油水分离器 ,分离出的脱氢产物进入粗苯乙烯塔 , 在塔顶获得的粗乙苯再进入乙苯回收塔 ,在塔釜回 收乙苯 ,塔顶的苯、甲苯混合物进入苯 /甲苯分离塔 中得到副产品苯和甲苯 ;粗苯乙烯塔塔釜中的粗苯 乙烯产物进入精苯乙烯塔 ,在塔顶得到苯乙烯。主 冷凝器中的不凝气体经压缩机压缩后进入尾气吸 收塔与解吸塔 ,吸收塔中未被吸收的尾气进入蒸汽 过热炉中燃烧产生过热蒸汽。油水分离器中的废 水进入汽提塔 ,进一步回收脱氢产品。 为提高乙苯的单程转化率 ,乙苯脱氢工艺也采 用三段脱氢工艺流程 ,三段脱氢工艺的反应单元流 程见图 2。 图 1 乙苯两段脱氢工艺流程 Fig. 1 Flow diagram of trad itional tw o2stage dehydrogenation p rocess for ethy lbenzene to styrene. F101 / F102 S team superheater; R101, R102 D ehydrogenation reactor; E101, E102, E103 Preheater; E104 M ain condenser; C101 Tail2gas comp ressor; V 101 O il /w ater separator; T101 S tripp ing colum n; T102 A bsorp tion colum n; T103 D esorp tion colum n; T201 E thylbenzene / styrene separation colum n; T202 Ethylbenzene recycle colum n; T203 B enzene / toluene separation colum n; T204 S tyrene rectify ing colum n; S101 - S110 S tream   乙苯脱氢氧化工艺包括两种工艺 :乙苯脱氢 - 氧化工艺和乙苯脱氢 - 氧化 - 换热工艺。乙苯脱 氢 - 氧化工艺反应单元的流程为脱氢 - 氧化 - 脱 氢 -氧化 -脱氢 (见图 3 ) ;乙苯脱氢 - 氧化 - 换热 工艺反应单元的流程为脱氢 - 氧化 - 换热 - 脱 氢 -氧化 -换热 -脱氢 (见图 4)。 乙苯三段脱氢工艺、乙苯脱氢 -氧化工艺和乙苯 脱氢 -氧化 -换热工艺与乙苯两段脱氢工艺相比 ,只 有反应单元不同。为便于比较 ,将乙苯两段脱氢工艺 中的物流标记为 S1xx,相应物流在乙苯三段脱氢工 艺中标记为 S2xx,在乙苯脱氢 - 氧化工艺中标记为 S3xx,在乙苯脱氢 -氧化 -换热工艺中标记为 S4xx。 ·314· 石   油   化   工 PETRO CH EM ICAL TECHNOLO G Y        2009年第 38卷 图 2 乙苯三段脱氢工艺的反应单元流程 Fig. 2 Flow diagram of reaction unit in three2stage dehydrogenation p rocess. R101, R102, R103 D ehydrogenation reactor; S202, S203 S tream 图 3 乙苯脱氢 - 氧化工艺的反应单元流程 Fig. 3 Flow diagram of reaction unit for ethylbenzene dehydrogenation2oxidation p rocess. R101, R102, R103 D ehydrogenation reactor; R201, R202 Hydrogen burn ing reactor; S302, S303 S tream 图 4 乙苯脱氢 -氧化 - 换热工艺的反应单元流程 Fig. 4 Flow diagram of reaction unit for ethylbenzene dehydrogenation2oxidation2heat exchange p rocess. R101, R102, R103 D ehydrogenation reactor; R201, R202 Hydrogen burning reactor; S402, S403 S tream 2 模拟计算 2. 1 状态方程及模块的选择 对主要含有乙苯、苯乙烯、苯和甲苯等极性不 强的烃类物系的物性和相平衡采用 SR K和 PR 状 态方程计算 , 对含水物系的物性和相平衡采用 N R TL 方程计算。 乙苯脱氢制苯乙烯工艺所涉及的单元设备为 脱氢反应器、氢气氧化反应器、精馏塔、换热器、泵、 油水分离器、压缩机等。在用 A sp en Plus化工流程 模拟软件对乙苯脱氢制苯乙烯工艺整个流程进行 模拟计算时 ,分别选用如下的模块 :反应器用 R Plug 模块 ;精馏塔用 R adFrac模块 ;换热器用 H eaterX模 块 ;泵用 Pum p模块 ;油水分离器用 D canter模块 ;精 馏塔的塔顶冷凝器采用 H eate rX 与 FSp lit模块的组 合形式 ; 气液分离装置用 Flash2 模块 ; 压缩机用 Com p r模块。 2. 2 动力学方程 乙苯脱氢制苯乙烯的动力学方程为 [ 5~7 ] : 乙苯脱氢的主反应    C6 H5 C2 H5 C6 H5 C2 H3 + H2 (1)    ΔH = 124. 4 kJ /m o l 乙苯脱氢的主要副反应    C6 H5 C2 H5 + H2 C6 H5 CH3 + CH4 (2)    ΔH = - 64. 9 kJ /m o l    C6 H5 C2 H5 C6 H6 + C2 H4 (3)    ΔH = 101. 5 kJ /m o l 苯乙烯、苯和甲苯的生成速率方程为 :    rS t = k1 (pEb - pS t pH 2 / Kp ) pEb + 4. 56pS t (4)    k1 = 1. 59 ×106 exp ( - 142. 5 /RT) (5)    rB = k2 pEb pEb + 4. 56 pS t (6)    k2 = 2. 97 ×109 exp ( - 229. 2 /RT) (7)    rTb = k3 pEb pH2 pEb + 4. 56 pS t (8)    k3 = 9. 89 ×107 exp ( - 169. 1 /RT) (9) 乙苯脱氢主反应平衡常数为 :    ln Kp = 19. 668 4 - 15 370. 8 1T - 0. 522 99 lnT (10) 氢气与氧气反应的过程 ,即烧氢过程会造成芳烃 的损失 , 芳烃损失量与烧氢率的关系参考文献 [ 8 ]。在进行流程模拟计算的过程中 ,假设损失的 芳烃全部是苯乙烯。烧氢过程的主反应及简化副 反应为 : ·414·  第 4期 丁中海等 1乙苯脱氢制苯乙烯工艺流程模拟    H2 + 1 /2O 2 = H2O (11)    ΔH = - 242. 4 kJ /m o l    C8 H8 + 10O 2 = 8CO 2 + 4H2O (12)    ΔH = - 4 263 kJ /m o l 3 结果与讨论 3. 1 乙苯两段及三段脱氢工艺的模拟结果 以 100 k t / a规模的苯乙烯装置为例进行模拟计 算。乙苯两段脱氢工艺中 S101~S110物流的流量 及组成的计算结果见表 1。乙苯三段脱氢工艺中 S201~S210物流的流量及组成的计算结果见表 2。 由表 1和表 2可见 ,乙苯两段脱氢和三段脱氢 工艺的苯乙烯产量基本相同 ,两段脱氢工艺循环乙 苯 (S109)的量比三段脱氢工艺循环乙苯 ( S209 )的 量要高很多 ,说明两段脱氢工艺中乙苯的单程转化 率要远低于三段脱氢工艺 (约低 10% )。乙苯的利 用率主要体现在苯乙烯的选择性上 ,经计算 ,两段 脱氢和三段脱氢工艺苯乙烯的选择性分别为 96. 5% 和 95. 4% ,说明三段脱氢工艺副反应较为严重 ,乙 苯利用率相对较低。 表 1 乙苯两段脱氢工艺的模拟结果 Table 1 S im ulation result of tw o2stage dehydrogenation p rocess for ethy lbenzene to styrene S tream S101 S102 S103 S104 S105 S106 S107 S108 S109 S110 Flow rate / ( kg·h - 1 )  Ethylbenzene 13 244 20 358 7 124 — 7 122 7 115 — 1 7 114 —  S tyrene — 20 12 586 — 12 584 21 12 563 — 21 12 533  B enzene — — 110 — 109 109 — 110 — —  Toluene — 1 294 — 293 293 — 293 — —  W ater — 30 450 30 450 — 31 — — — — —  Hydrogen — — 236 236 — — — — — — Total flow rate / ( kg·h - 1 ) 13 244 50 890 50 890 337 20 189 7 168 12 872 428 7136 12 552 Temperature /℃ 60 620 583 39 56 138 109 166 166 80 Pressure / kPa 461 51 51 147 29 198 16 249 211 12 Enthalpy / (105 W ) - 2. 0 - 944. 9 - 916. 4 - 0. 3 34. 3 2. 7 54. 0 0. 9 3. 5 52. 6 表 2 乙苯三段脱氢工艺的模拟结果 Table 2 S im ulation resu lt of three2stage dehydrogenation p rocess for ethylbenzene to styrene S tream S201 S202 S203 S204 S205 S206 S207 S208 S209 S210 Flow rate / ( kg·h - 1 )  Ethylbenzene 13 600 16 705 3 118 — 3 116 3 107 9 2 3 105 9  S tyrene — 20 12 710 — 12 706 20 12 686 — 20 12 648  B enzene — — 128 — 127 127 — 127 — —  Toluene — 2 417 — 416 415 1 413 2 —  W ater — 25 050 25 050 — 25 — — — — —  Hydrogen — — 236 236 — — — — — — Total flow rate / ( kg·h - 1 ) 13 600 41 778 41 778 378 16 460 3 657 12 766 544 3 128 12 658 Temperature /℃ 62 620 38 39 56 138 109 166 166 80 Pressure / kPa 461 51 29 147 29 198 16 249 211 12 Enthalpy / (105 W ) - 1. 9 - 777. 9 - 64. 1 - 0. 5 35. 6 1. 6 53. 8 1. 2 1. 6 38. 2   乙苯两段脱氢和三段脱氢工艺的乙苯脱氢单 元中每吨苯乙烯的蒸汽用量分别为 3. 65 t 和 3. 59 t。在脱氢过程中 ,蒸汽主要用于蒸发乙苯、调节 水烃比 (蒸汽与乙苯的质量比 )以及加热两个脱氢反 应器之间的物料。乙苯两段脱氢工艺中乙苯的单程 转化率较低 ,循环乙苯量较大 ,在水烃比为 1. 5的情 况下 ,所需蒸汽量要比三段脱氢工艺高约 2%。 乙苯两段脱氢和三段脱氢工艺生产每吨苯乙烯 产生的尾气通入蒸汽过热炉中燃烧可产生 0. 67 t和 0. 68 t蒸汽。由于乙苯三段脱氢工艺的苯乙烯选择 性要低于乙苯两段脱氢工艺 ,所以尾气的量要多于乙 苯两段脱氢工艺 ,产生的蒸汽量要比乙苯两段脱氢工 艺高 1. 5%。综合脱氢反应消耗和尾气燃烧产生的 蒸汽两方面 ,乙苯两段脱氢和三段脱氢工艺脱氢工段 ·514· 石   油   化   工 PETRO CH EM ICAL TECHNOLO G Y        2009年第 38卷 每吨苯乙烯最终消耗的蒸汽为 2. 98 t和 2. 91 t。 因为 ,乙苯三段脱氢工艺产生的尾气量多于乙 苯两段脱氢工艺 ,所以乙苯三段脱氢工艺尾气压缩 机的功耗为 626 kW , 比乙苯两段脱氢工艺的 591 kW高约 6%。 乙苯两段脱氢和三段脱氢工艺分离单元的能 耗见表 3。由表 3可见 ,两种工艺的粗苯乙烯塔和 乙苯回收塔的蒸汽用量有较大差别 ,主要是由于两 段脱氢工艺的乙苯单程转化率要比三段脱氢工艺 低 10%左右。由表 1和表 2可见 ,分离单元的进料 物流 S105中乙苯的量要比 S205大很多 ,这就造成 两段脱氢工艺的粗苯乙烯塔和乙苯回收塔的处理 量比三段脱氢工艺大 ,两塔消耗的过热蒸汽量要比 三段脱氢工艺分别多 13%和 45%。 表 3 乙苯两段脱氢和三段脱氢工艺分离单元的能耗 Table 3 Energy consump tion of separating elem ents in tw o2stage and three2stage dehydrogenation p rocesses Process S team consum ed / ( t·t - 1 ) Ethylbenzene / styrene separation colum n Ethylbenzene recycle co lum n B enzene / to luene separation colum n S tyrene rectify ing colum n Tw o2stage dehydrogenation 0. 89 0. 11 0. 01 0. 15 Three2stage dehydrogenation 0. 77 0. 06 0. 01 0. 16 3. 2 乙苯脱氢氧化工艺的模拟结果 乙苯脱氢 - 氧化和脱氢 - 氧化 - 换热两种工 艺相比 ,前者氢气氧化反应器的烧氢率受脱氢反应 器进出口温度的限制 ,后者由于采用换热器调节烧 氢后的反应物料的温度 ,因此烧氢率可在较大范围 内变化。对于乙苯脱氢 - 氧化 - 换热工艺 ,理论上 氧化过程可将氢气完全烧掉 ,但这样会增大芳烃的 损失。为避免芳烃损失过多 ,假定烧氢率为 80%。 乙苯脱氢 - 氧化和脱氢 - 氧化 - 换热工艺的模拟 计算结果分别见表 4和表 5。 表 4 乙苯脱氢 - 氧化工艺的模拟结果 Table 4 S im ulation resu lt of ethy lbenzene dehydrogenation2oxidation p rocess S tream S301 S302 S303 S304 S305 S306 S307 S308 S309 S310 Flow rate / ( kg·h - 1 )  Ethylbenzene 13 386 15 906 2 532 — 2 531 2 521 10 1 2 520 10  S tyrene — 19 12 612 — 12 609 19 12 590 — 19 12 557  B enzene — — 121 — 120 120 — 120 — —  Toluene — — 277 — 276 275 1 275 — —  W ater — 23 850 24 759 — 25 — — — — —  Hydrogen — — 141 138 — — — — — —  Carbon dioxide — — 176 153 1 — — — — Total flow rate / ( kg·h - 1 ) 13 386 39 776 40 709 384 15 624 2 937 12 663 398 2 540 12 569 Temperature /℃ 75 620 605 38 56 138 109 166 166 80 Pressure / kPa 461 51 51 147 29 198 15 246 211 12 Enthalpy / (105 W ) - 0. 9 - 740. 5 - 740. 5 - 4. 0 35. 2 1. 4 53. 2 0. 9 1. 3 38. 0   由表 1, 2, 4, 5可见 ,乙苯两段脱氢、乙苯三段脱氢、 乙苯脱氢 -氧化与乙苯脱氢 -氧化 -换热 4种工艺的 循环乙苯量有很大差别。4种工艺中 ,乙苯两段脱氢工 艺的乙苯单程转化率最低 ,循环乙苯量要比其他 3种 工艺大得多 ,而乙苯脱氢 -氧化 -换热工艺的乙苯单 程转化率高达 85% ,循环乙苯的量较少。 乙苯脱氢 - 氧化和脱氢 - 氧化 - 换热工艺烧 氢过程产生的热量能够补偿脱氢反应消耗的热量 , 因此 ,蒸汽主要用于蒸发乙苯和调节水烃比。乙苯 脱氢 - 氧化和脱氢 - 氧化 - 换热工艺由于氢气氧 化反应器的存在使得尾气中可燃性气体的量减少 , 在蒸汽过热炉中燃烧产生的蒸汽量也减少 ,但总体 来看脱氢过程消耗的蒸汽量减少 ,分别为 1. 95 t / t 和 1. 88 t / t,比乙苯两段脱氢工艺脱氢过程的蒸汽 消耗量降低 35%和 37%。 由于乙苯脱氢 - 氧化和脱氢 - 氧化 - 换热工 艺的尾气中氢气的量比乙苯两段脱氢和三段脱氢 工艺有很大程度的降低 ,因此 ,尾气压缩机的功耗 ·614·  第 4期 丁中海等 1乙苯脱氢制苯乙烯工艺流程模拟 也有很大程度的降低。乙苯脱氢 - 氧化和脱氢 - 氧化 -换热工艺尾气压缩机的功耗分别为 364 kW 和 193 kW ,比乙苯两段脱氢工艺的压缩机功耗分别 降低了 38%和 67%。 乙苯脱氢 - 氧化和脱氢 - 氧化 - 换热工艺分 离过程的能耗见表 6。 表 5 乙苯脱氢 -氧化 - 换热工艺模拟结果 Table 5 S im ulation result of ethylbenzene dehydrogenation2oxidation2heat exchange p rocess S tream S401 S402 S403 S404 S405 S406 S407 S408 S409 S410 Flow rate / ( kg·h - 1 )  Ethylbenzene 13 359 15 582 2 234 — 2 232 2 224 8 1 2 223 8  S tyrene — 14 12 549 — 12 545 14 12 531 — 14 12 500  B enzene — — 115 — 115 115 — 114 — —  Toluene — — 182 — 181 181 — 180 — —  W ater — 23 325 25 047 — 25 — — — — —  Hydrogen — — 63 62 — — — — — —  Carbon dioxide — — 577 553 2 — — — — — Total flow rate / ( kg·h - 1 ) 13 359 38 921 40 839 690 15 195 2 532 12 634 296 2 239 12 510 Temperature /℃ 70 620 602 38 56 138 109 166 166 80 Pressure / kPa 461 51 51 147 29 198 15 246 211 12 Enthalpy / (105 W ) - 1. 3 - 724. 4 - 764. 3 - 13. 9 35. 2 1. 1 54. 0 0. 6 1. 1 38. 4 表 6 两种乙苯脱氢氧化工艺分离过程的能耗 Table 6 Energy consump tion of separating elem ent in tw o dehydrogenation oxidation p rocesses Process S team consum ed / ( t·t - 1 ) Ethylbenzene / styrene separation colum n E thylbenzene recycle colum n B enzene / to luene separation colum n S tyrene rectify ing colum n D ehydrogenation2oxidation 0. 77 0. 05 0. 01 0. 16 D ehydrogenation2oxidation2heat exchange 0. 75 0. 04 0. 01 0. 16   乙苯两段脱氢、乙苯三段脱氢、乙苯脱氢 - 氧 化与乙苯脱氢 -氧化 -换热 4种工艺生成的副产物 苯和甲苯的量变化不大 ,并且苯乙烯的产量基本相 同 ,所以苯 /甲苯分离塔和精苯乙烯塔的处理量基 本相同 ,蒸汽用量差别不大。分离过程能耗的差别 主要是由于粗苯乙烯塔和乙苯回收塔消耗的蒸汽量 不同造成的。由表 1, 2, 4, 5可见 ,造成 4种工艺的粗 苯乙烯塔和乙苯回收塔蒸汽用量不同的主要原因是 两个塔的处理量变化较大。乙苯的单程转化率越高 , 粗苯乙烯塔和乙苯回收塔进料中乙苯的量越少 ,这两 个塔的处理量就越小 ,所需的蒸汽量就越少。乙苯脱 氢 -氧化工艺与乙苯脱氢 - 氧化 -换热工艺的乙苯 单程转化率都达到 80%以上 ,粗苯乙烯塔和乙苯回 收塔的处理量比乙苯两段脱氢工艺有较大的下降 : 粗苯乙烯塔的处理量分别降低 23%和 25% ,将节约 13%和 16%的蒸汽 ;乙苯回收塔的处理量分别降低 59%和 65% ,将节约 55%和 64%的蒸汽。由于乙 苯脱氢 - 氧化工艺和乙苯脱氢 - 氧化 - 换热工艺 循环乙苯的量与乙苯两段脱氢工艺相比有较大的 下降 ,使得这两种工艺分离过程的蒸汽用量与乙苯 两段脱氢工艺相比将减少 15%和 17%。 4 结论 (1)与乙苯两段脱氢工艺相比 ,乙苯脱氢 - 氧 化和乙苯脱氢 - 氧化 - 换热工艺脱氢过程的蒸汽 消耗量分别降低 35%和 37%。 (2)乙苯脱氢 -氧化和乙苯脱氢 - 氧化 - 换热 工艺由于氢气氧化反应器的存在 ,尾气中氢气的量 较少 ,尾气压缩机功耗比乙苯两段脱氢工艺分别下 降 38%和 67%。 (3)乙苯脱氢 -氧化工艺和乙苯脱氢 - 氧化 - 换热工艺与乙苯两段脱氢工艺相比 ,由于乙苯循环 量的减少 ,使得这两种工艺分离过程的蒸汽用量比 乙苯两段脱氢工艺降低 15%和 17%。 符  号  说  明 ΔH     反应热 , kJ /mol k 反应速率常数 , mol/ (m3 ·s·kPa) ·714· 石   油   化   工 PETRO CH EM ICAL TECHNOLO G Y        2009年第 38卷 Kp 平衡常数 , mol/ ( kg·s) p 压力 , kPa R 气体常数 , J / (mol·K) r 反应速率 , mol/ ( kg·s) T 温度 , K 下角标 B 苯 Eb 乙苯 St 苯乙烯 Tb 甲苯 参  考  文  献 1 缪长喜. 国内外苯乙烯制造技术现状及发展趋势. 江苏化工 , 2001, 29 (1) : 15~19 2 Q in Zhangfeng, L iu J ianguo, Sun A iling, et al. Reaction Coup ling in the N ew Processes for Producing S tyrene from E thylbenzene. Ind Eng Chem Res, 2003, 42 (7) : 1 329~1 333 3 彭建林 ,王源平 ,刘媛娜. 乙苯脱氢 - 氢选择氧化苯乙烯生产工 艺探析. 江苏化工 , 2004, 32 (6) : 46~48 4 刘文杰. 苯乙烯装置全流程模拟与优化. 石油化工 , 2008, 37 (6) : 617~623 5 Sandaram K M , Sardina H, Fernandez2B aujin J M , et al. S tyrene Plan t S im ulation and Op tim ization. Hydroca rbon P rocess, 1991, 70 (1) : 93~97 6 顾雄毅 ,戴迎春 ,张浩等. 乙苯脱氢氧化制苯乙烯工艺过程分析. 化学反应工程与工艺 , 1995, 11 (2) : 167~171 7 朱晓蒙 ,柏荣 ,张浩等. 用绝热反应器研究乙苯脱氢的宏观动力 学. 华东理工大学学报 , 1994, 20 (2) : 153~158 8 顾雄毅. 乙苯脱氢氧化制苯乙烯过程的开发研究 : 〔学位论文 〕. 上海 :华东理工大学 , 1992 (编辑  李治泉 ) ·技术动态 · 沈阳化工学院等单位合作开发蒙脱土增容高密度聚乙烯 / 聚苯乙烯共混体系 沈阳化工学院辽宁省高校高分子材料应用技术重点实 验室和哈尔滨工程大学超轻材料与表面技术教育部重点实 验室合作 ,采用熔融共混法制备出高密度聚乙烯 ( HD PE) / 聚苯乙烯 ( PS ) /有机蒙脱土 (OMM T)复合材料 ,并研究了经 过表面处理的 OMM T作为相容剂对 HD PE / PS体系相容性 的影响。研究结果表明 , OMM T层间插入了聚合物分子链 ; 随 OMM T质量分数的增加 ,复合材料的拉伸强度和弹性模 量增加 ,当 m (HD PE) ∶m ( PS ) = 20 ∶80, w (OMM T) = 3% 时 ,复合材料的拉伸强度比未加 OMM T时提高了 80% ,弹 性模量提高了 20%。OMM T的加入使共混体系的相形态发 生了改变 ,表现为界面张力和分散相的尺寸减小。 北京燕山树脂应用研究所研制刚性嵌段共聚聚丙烯管专用料 与普通聚丙烯塑料管相比 ,刚性嵌段共聚聚丙烯管具有 模量更高、抗腐蚀和耐磨性能更好、密度低、经济以及熔接简 单等独特优势 ,可用于埋地排水管、埋地电力电缆套管、污废 水管道等领域。 中国石化北京燕山分公司树脂应用研究所选用不同的 聚丙烯树脂、成核剂和抗氧剂进行熔融共混研究 ,制备出了 综合性能优良的刚性嵌段共聚聚丙烯管材专用料。对该专 用料的力学和结晶性能的分析结果表明 ,它的物性指标达到 了国外同类产品的水平 ,其中弯曲模量为 1 550 M Pa,氧化诱 导期大于 25 m in,且加工性能优良。该管材的外观满足使用 要求 ,并通过了 1 000 h的静液压实验。 石家庄金迪化工科技有限公司研发出聚乳酸塑料阻燃母料 石家庄金迪化工科技有限公司研发出全生物降解聚乳 酸 ( PLA )塑料阻燃母料。将该母料添加到 PLA 中后 , PLA 具有良好的耐热、难燃和低烟雾性能。 石家庄金迪化工科技有限公司受韩国 BM P株式会社委 托 ,为其研究和开发阻燃、抗菌、耐温、吹塑成形的 PLA 技 术。2008年 5月 ,双方签订了技术合作 协议 离婚协议模板下载合伙人协议 下载渠道分销协议免费下载敬业协议下载授课协议下载 ,经过半年多的 时间 ,石家庄金迪化工科技有限公司成功开发出 PLA 塑料 阻燃技术 ,比协议预定的时间提前了半年。这种阻燃 PLA 母粒由经过特殊表面处理的超细无机粉体与硅系阻燃剂共 混 ,然后通过大长径比平行双螺杆挤出机挤出造粒。它的外 观光滑 ,有冰块一般的光泽度。 日本东丽集团将与中国蓝星集团合作生产水处理膜 日本东丽集团将与中国蓝星集团合作生产净化工厂排 水的水处理膜。两家集团将于 2009年 5月成立一家注册资 金约为 3 500万美元的合资公司 ,东丽集团和蓝星集团的出 资比例分别为 50. 1%和 49. 9%。两家集团将通过该公司在 北京成立水处理膜生产厂 ,预计 2010年 4月开工投产。 水处理膜是一种通过过滤来净化污水的高机能膜 ,用特 殊树脂制成。它的表面有许多直径为纳米级的小孔 ,通过孔 径大小和压力差的作用滤去杂质 ,达到净化目的。由于水资 源短缺 ,中国对水净化产品的需求非常巨大 ,预计这一市场 将以每年 20%的速度扩大。 中国石化上海石油化工股份有限公司 试生产新型可生物降解聚酯 中国石化上海石油化工股份有限公司采用中国石油化 工股份有限公司北京化工研究院的独创工艺试生产出新型 可生物降解聚酯 ,在完成中试的基础上实现批量生产。这种 新型生物塑料的耐热性有了很大提高 , 热变形温度高于 100 ℃,可满足通用塑料的使用要求。这种聚酯用品废弃后 , 可在土壤中无害化分解 ,经过 94 d,降解率即可达到 62. 1%。 ·814·
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分类:理学
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