年产15万吨乙苯工艺大学本科毕业论文.doc

年产15万吨乙苯工艺设计

年产15万吨乙苯工艺设计

摘要:苯和乙苯是化工行业的基本原料，苯—乙苯—二乙苯不能形成恒沸点的混合物，所以乙苯精制可直接采用传统的精馏法制备高纯度(98%)的乙苯溶液，本设计进行苯—乙苯—二乙苯的分离，采用直径为0.7米、高11米的浮阀精馏塔，选用效率较高、结构简单、加工方便的单溢流方式、并用了弓形降液盘蒸馏是分离液体混合物最早实现工业化的典型单元操作. 蒸馏分离的依据是通过加热液体混合物建立两相体系，利用溶液中个组分挥发度的差异实现组分分离或提纯的目的。正是从分利用这些特点才能很好的把液液混合物很好的分离开来。
关键词 ：乙苯精制；苯；二乙苯；蒸馏；浮阀精馏塔

I

The process design of 150kt/a ethyl benzene refining process after the process

Abstract: benzene and ethyl benzene is the basic materials of chemical industry, the mixture of benzene, ethylbenzene can't form a constant boiling, so can be directly used traditional distillation of the preparation of high purity ethyl benzene solution, the design of the separation of benzene, ethylbenzene, the rectification tower is 0.6 meters and 11 meters in diameter, with high efficiency, simple structure, convenient processing single relief way, and used a bow down tray distillation is the separation of liquid mixtures on the typical unit operations of realizing the industrialization of the earliest. The basis of a distillation separation was established by heating the liquid mixture two-phase system, using the volatility of a component in the solution differences between the realization of the aim of component separation and purification.It is from points and take advantage of these characteristics can be very good good separation of the mixture of the liquid.
Keywords: ethyl benzene refined；benzene；diethyl benzene ；distillation ；float valve column ；

II

目 录
摘要 ………………………………………………………………………………Ⅰ
Abstract …………………………………………………………………………Ⅱ
引言 ………………………………………………………………………………1
第一章综述 ………………………………………………………………………2
1.1 前言 ……………………………………………………………………2
1.2 粗乙苯总概述……………………………………………………………2
1.2.1 物化性质………………………………………………………………3
1.2.2 市场供需情况 ……………………………………………………… 3
1.3 粗乙苯生产工艺技术……………………………………………………4
1.3.1 分子筛气相法…………………………………………………………4
1.3.2 以为催化剂生产乙苯的工艺 ……………………5
1.3.3 催化精馏制乙苯工艺…………………………………………………5
1.3.4 改良的法 ………………………………………………………5
1.3.5 国内利用干气中的乙烯制乙苯工艺技术……………………………6
1.4  干气的分离技术 ………………………………………………………7
1.4.1 深冷分离法……………………………………………………………8
1.4.2 中冷油吸收法…………………………………………………………8
1.4.3 金属络合分离法………………………………………………………8
1.4.4 吸附分离法……………………………………………………………9
1.4.5 膜分离法………………………………………………………………9
1.4.6 膨胀机法………………………………………………………………10
1.4.7 水合物分离法…………………………………………………………10
1.4.8 其它分离方法…………………………………………………………10
1.5 乙苯精制工艺流程………………………………………………………10
1.6 乙苯生产工艺简介………………………………………………………10
第二章 系统的物料衡算 ……………………………………………………12
2.1 总物料衡算………………………………………………………………12
2.1.1 计算基准………………………………………………………………12
2.1.2 物料总衡算……………………………………………………………12
2.1.3 生产能力换算…………………………………………………………12
2.1.4 粗乙苯中各组分及含量 ……………………………………………12
2.1.5 各组分的物性 ………………………………………………………12
2.1.6 不同塔径的板间距 …………………………………………………14
2.1.7 分离工艺流程图 ……………………………………………………14
2.2 苯塔物料衡算 …………………………………………………………14
2.2.1 入口组成 ……………………………………………………………14
2.2.2 苯塔物料衡算 ………………………………………………………15
2.3 乙苯塔物料衡算 ………………………………………………………16
第三章 热量衡算 ……………………………………………………………18
3.1 粗苯塔顶热量衡算 ……………………………………………………19
3.2 粗苯塔釜热量衡算 ……………………………………………………19
第四章 粗苯精馏塔的设计 ………………………………………………20
4.1 相对挥发度计 ……………………………………………………………20
4.2 理论板数和进料板确定 …………………………………………………21
4.3 实际板数和实际进料位置确定 …………………………………………22
4.5 精馏段与提留段气液负荷确定 …………………………………………24
4.6 塔径工艺尺寸计算 ………………………………………………………25
4.6.1 塔径计算 ………………………………………………………………25
4.6.2 精馏段塔径的计算 ……………………………………………………26
4.6.3 提馏段塔径的计算 ……………………………………………………27
4.7 溢流装置计算 ……………………………………………………………28
4.7.1 溢流堰长 ……………………………………………………………28
4.7.2 出口堰高 ……………………………………………………………30
4.7.3 降液管底隙高度 ………………………………………………………30
4.8 精馏塔有效高度的计算 …………………………………………………31
4.9 塔板流体力学验算 ………………………………………………………32
4.10 塔板负荷性能计算 ……………………………………………………35
第五章 辅助设备的计算及选型……………………………………………40
5.1 裙座………………………………………………………………………40
5.2 冷凝器的选择……………………………………………………………40
5.3 再沸器的选择……………………………………………………………40
5.4 料液泵的选择……………………………………………………………41
设计结论 …………………………………………………………………………42
致谢 ………………………………………………………………………………44
参考文献………………………………………………………………………… 45
附录A 乙苯精制后工序工艺流程图
附录B 乙苯精馏塔设备图
附录C 苯塔负荷性能图

引言

乙苯是重要的基本有机原料之一，约99.9%用于生产苯乙烯，少量用作溶剂、稀释剂及生产二乙苯等。主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，所制成的苯乙烯一般被用来制备常用的塑料制品—聚苯乙烯。苯乙烯可用于生产聚苯乙烯、发泡聚苯乙烯、工程塑料、丁苯橡胶和丁苯胶乳等合成材料。
尽管在原油里存在少量的乙苯，但大批量生产仍然是靠在酸催化下苯与乙烯反应。乙苯经过催化脱氢，生成氢气和聚苯乙烯。乙苯也存在与某些颜料中。
本设计在《化工原理》、《分离工程》的基础上进行物料衡算和热量衡算，通过理论数据省材料、效率高的生产设备，以达到年产15万吨的生产要求，做到高能节效。主要采用理论计算的方法对乙苯精馏工段的工艺进行设计。
本设计主要通过《化工机械基础》进行粗苯精馏装置的设计，依次设计封头、塔壁厚、进料管、裙座、釜液管等。重点进行了粗苯精馏塔内部结构的设计。通过此次设计，加深对乙苯实际精制工艺了解，提高了对塔设备设计的水平。

第一章 综述

1.1 前言
毕业设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习课程必修的三大环节之一，起着培养学生运用综合基础知识解决工程问题和独立工作能力的重要作用。化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一。
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类[1]。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是浮阀塔[8]。
化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的[8]。蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的[2]。例如，设计所选取的苯-乙苯体系,加热苯[3] （沸点 80.1℃） 和乙苯[3]（沸点 136.2℃)的混合物时，由于苯的沸点较乙苯低，即苯的挥发度较乙苯高，故苯较乙苯易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将苯和乙苯分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。
本次设计就是针对苯与乙苯体系而进行的常压筛板塔的设计及其辅助设备的选型。筛板塔的优点是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％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右[2]。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。本次设计对筛板塔的工艺过程和结构进行了比较全面的设计，并对其他辅助设备如冷凝器、泵的选型做了计算。 通过本次对筛板精馏塔的设计，使我们初步掌握了化工设计的基本原理和方法。培养了独立思考，事实求是，综合运用所学知识，解决实际问题的能力。
1.2粗乙苯总概述
粗乙苯是苯与乙烯烷基化反应的产物，主要组成有苯,占比重65%左右，乙苯（30%—39%），多乙苯占3%左右（含二乙苯，三乙苯，及焦油）。其中二乙苯是一种经济价值较高的副产品[4]。焦油可以作为燃料。
乙苯是重要的基本有机原料之一，约99.9%用于生产苯乙烯，少量用作溶剂、稀释剂及生产二乙苯等。乙苯是具有芳香味的可燃液体，沸点为136.2℃。炼油厂的重整装置和烃类裂解制乙烯是都有乙苯生成，但产量低，分离提纯困难。通常都采用乙烯与苯反应合成乙苯。乙苯绝大部分用于制苯乙烯。苯乙烯可用于生产聚苯乙烯(PS)、发泡聚苯乙烯(EPS)、工程塑料(ABS)、丁苯橡胶(SBR)和丁苯胶乳等合成材料。2008年全球乙苯生产能力约31350万t，消费量约为3200万t。
1.2.1物化性质
乙苯（ethylbenzene）是一种芳烃。分子式C6H5C2H5，无色液体，有芳香气味。熔点(℃)-94.9，沸点(℃)136.2，相对密度(水=1):0.87，闪点(℃)15，爆炸极限1.0%~6.7%，不溶于水，可混溶于乙醇、醚等多数有机溶剂。存在于煤焦油和某些柴油中。易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险。
乙苯的主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，所制成的苯乙烯一般被用来制备常用的塑料制品—聚苯乙烯。尽管在原油里存在少量的乙苯，但大批量生产仍然是靠在酸催化下苯与乙烯反应。乙苯经过催化脱氢，生成氢气和聚苯乙烯。乙苯也存在与某些颜料中。
苯是没有颜色,带有特殊气味的液体。带有特殊气味的液体，苯有毒,不溶于水，密度比水小,不溶于水,密度比水小，苯有毒不溶于水密度比水小，熔点为5.5℃，沸点为80.1℃。用冰冷却，苯凝结成无色的晶体。用冰冷却，苯凝结成无色的晶体。苯是一种重要的化工原料，苯是一种重要的化工原料，它广泛用于生产合成纤维、合成橡胶、塑料、农药、于生产合成纤维、合成橡胶、塑料、农药、 医药、 医药、染料和香料等。苯也是常用的有机溶剂。
1.2.2市场供需情况
据统计，2002年全球乙苯消费量[5]为2524.5万吨，其中2521.8万吨用于苯乙烯生产，占消费总量的99.89%，其余用作溶剂及其它。2006年全球乙苯消费量达到2926.7万吨。2008年全球乙苯消费量约为3200万吨。由于大多数乙苯生产商拥有乙苯/苯乙烯联产装置，因此根据全球2006-2009年苯乙烯扩能情况可了解该时期内乙苯扩能情况，据预测，2010年全球乙苯需求量将达到3429.7万吨，2015年达3780万吨。2008年我国苯乙烯产能为251.4万吨/年，由于全部采用乙苯脱氢工艺，故以此推算国内乙苯产能为271.5万吨/年。
近期国内拟新建苯乙烯产能[6]为15l万吨/年，乙苯产能将达163万吨/年。国内苯乙烯扩能情况为：汕头海洋公司40万吨/年，拟建；扬子BASF苯乙烯系列公司18万吨/年，拟扩建；台湾苯乙烯单体公司15万吨/年，拟扩建；上海高桥石化公司10万吨/年，拟建；南京金陵石化公司6万吨/年，拟建；中国金盛合资公司20万吨/年，拟建；中石化广州石油化工公司8万吨/年，拟建；青岛炼油化工有限责任公司9.0万吨/年，2010年完成；常州新日化工25万吨/年，2010年完成。
乙苯[7]可由炼油厂有关生产装置（如催化重整、催化裂化和热裂化）得到的C8芳烃馏分中获得（约占C8芳烃的15%～25%），但量少（不足乙苯总生产量的10%），90%以上的乙苯是由苯与乙烯经烷基化（工厂中常称烃化）制得的，其下游产品主要是苯乙烯，大多数生产企业为乙苯—苯乙烯装置，乙苯作为中间产品，苯乙烯为最终产品，石化行业大多都是这样。
1.2.3价格及运输情况
乙苯纯度>99%报价在5000元/吨左右。
乙苯纯度>99.9%报价在7500—8000元/吨左右，价格基本与苯乙烯持平。
运输距离在550公里左右，运费为200元/吨，为汽车槽车运输。
大多数的石化行业均有乙苯产品，且规模较大，一般在10万吨/年以上，最大的为中石化镇海炼化65万吨/年装置，今年5月份刚刚投产，但基本上都把乙苯作为中间产品，并不外售，作为生产苯乙烯的原料使用。
调查结果[5]显示，山东境内及周边地区销售乙苯的企业来看，大都是化工产品贸易公司以及回收乙苯废液再进行简单提取的小作坊工厂，并不是乙苯的生产厂家，且供货能力较小，供货不稳定，供货点分散。
1.3粗乙苯生产工艺技术
    利用催化干气中的乙烯生产乙苯，国外在上世纪50年代末就已开始探索，70年代进入工业化试验阶段。其生产工艺主要有：
1.3.1分子筛气相法
    1976年由Mobil和Badger公司合作开发了以高硅ZSM-5沸石为催化剂制乙苯的气相法。烷基化反应在高温、中压的气相条件下进行，反应温度370-430℃，反应压力1.42-2.84MPa，乙烯质量空速3-5。该工艺可以用浓乙烯为原料，也可用稀乙烯混合气体为原料，但在处理催化干气或焦炉尾气原料时，对原料气中丙烯、、和等杂质的含量要求极其严格，需对原料进行严格精制，使催化剂单程寿命延长，但装置投资和能耗相对较高(苯单耗0.749t/t乙苯，乙烯0.268t/t乙苯)。1977年建成1.6万t/a乙苯、利用炼厂气为原料生产乙苯的工业化试验装置，并首先由Shell公司于1991年在英国建成投产了16万吨/年乙苯的第一套大型工业装置。该生产工艺不存在环境污染和设备腐蚀问题，催化剂虽易结焦失活，但可重复再生，使用寿命较长，整个反应的热效率高，但产物中二甲苯含量较高(约)，影响产品的品质。
1.3.2 美国UOP公司开发的以为催化剂生产乙苯的工艺
  [13]法是由UOP公司于1958年开发，1960年工业化，用负载在上的为催化剂。可用浓度低达8%-10%(质量分数)的乙烯为原料进行烷基化反应，因此可以用处理后的FCC干气或焦炉尾气为原料。该反应在100-150℃和2.5-3.5MPa下进行，乙烯和苯的摩尔比控制在0.15-0.2之间。烷基转移反应在另外的反应器中进行，温度为180-230℃。从两个反应器出来的物料合并后进入提纯系统，成品的乙苯纯度可达99.9%。该方法主要优点是催化剂活性高，寿命长，乙苯选择性好，无腐蚀，无污染，流程简短，能耗小，可用于低浓度乙烯的综合利用。缺点是催化剂制备条件苛刻，费用也较贵，并容易中毒失活。原料在反应前必须净化，要求、和等杂质的含量小于。
1.3.3催化精馏制乙苯工艺
    1990年公司开发成功催化精馏制乙苯工艺[4]，该工艺将Y型分子筛催化剂与催化蒸馏技术相结合，工艺流程与/UOP工艺类似，主要差别是将烷基化反应器与苯气提塔合二为一，可同时进行催化反应和蒸馏操作，它也适用于稀乙烯原料。烷基化反应在液相和温和的反应条件下进行，放出的热量在催化精馏系统中被有效地移走，乙苯产率可达99.5%，催化剂再生周期可达两年。该工艺操作条件缓和，无腐蚀，能耗较普通液相法又有进一步降低，且设备投资减少。
1.3.4改良的法
    传统法[4]存在着污染腐蚀严重及反应器内两个液相等问题，1974年公司提出了改良的法，使催化剂用量大为减少(仅为传统法的1/3)，从而减少了废催化剂的处理量，且进料乙烯浓度范围可为15%-100%。通过控制乙烯的投料，使催化剂的用量减少到处于溶解度范围内，使反应可以在均一的液相中进行，提高了乙苯的产率。反应温度为160-180℃，压力0.6-0.8MPa，乙烯与苯的摩尔比为0.8。当用稀乙烯为原料时，原料气中、、和均需净化至质量分数约为5×。由于该法在降低成本上有较明显的效果，不少传统的法的装置都采用的方法进行了改造和扩建，但这种方法也只是使设备腐蚀及环境污染问题有所缓解，并未从根本上得到解决。
1.3.5国内利用干气中的乙烯制乙苯工艺技术
1.3.5.1以大连化物所为主开发的气相法技术
国内利用催化裂化干气制取乙苯的研究开发工作始于1985年末，经过催化剂研制和小试、中试工艺研究，取得了比较明显的效果。在上述研究的基础上，1990年在中石化总公司发展部的组织下，成立了由抚顺石油二厂、中科院大连化物所和洛阳石化工程公司组成的催化裂化干气与苯烃化制取乙苯工艺技术联合开发体，对该项工艺技术进行工程开发，并于1992年7月由洛阳石化工程公司完成了抚顺石油二厂t/a乙苯装置的工程设计。装置于1993年7月一次投产成功。该项工艺适用于乙烯含量为10%-100%(wt)的原料气，苯单耗0.761t/tEB，乙烯单耗0.280t/tEB，但该工艺对原料气中其它杂质如丙烯、硫、水、氧等含量要求不严格，不需对原料气进行特殊精制。该工艺技术的主要特点[13]为：1.原料气不需特殊精制；2.催化干气不需加压，直接进入反应器，反应压力、温度较低；3.乙苯产品收率较高；4.乙烯单耗、苯单耗较低；5.生产过程无特殊“三废”排放，环境污染少；6.反应器结构简单，操作方便。
    在1993年抚顺石油二厂采用第一代技术3万吨/年干气制乙苯装置投产后，联合开发体又开发出第二代乙苯工艺技术。应用第二代技术的林源炼油厂3万吨/年乙苯装置和大连石化公司10万吨/年乙苯两套装置已分别于1996年12月和1999年11月一次开车成功，目前装置运行正常。第二代乙苯工艺技术和第一代乙苯工艺技术的主要区别是把烃化反应和反烃化反应分别放在两个反应器中进行，把反应产物两级吸收改为一级吸收，烃化反应苯烯比进一步提高。采用第二代技术，乙苯产品中二甲苯的含量由一代技术的3000ppm降为2000ppm，可满足除食品级聚苯乙烯以外其它苯乙烯加工装置对原料的要求。
    在第二代技术得以成功工业化以后，联合开发体继续对已有技术进行进一步研究开发工作，于1998年底开发了第三代技术的反应部分，将气相反烃化改为液相反烃化，目的是将乙苯产品中二甲苯含量降低到1000ppm以下，满足各种苯乙烯加工装置的要求。该项技术已在抚顺石化公司石油二厂3万吨/年乙苯装置上进行了改造及工业试验，初步试验结果表明：乙苯产品中二甲苯含量低于1000ppm。近几年，在已开发成功三代技术反应部分的基础上，其进一步开发出了三代技术的分离部分，形成了一套完整的三代技术，该技术特点如下：1.增加原料气脱丙烯部分，降低装置苯耗和能耗；2.降低吸收塔吸收温度，减少烃化尾气中苯含量；3.烃化反应温度进一步降低，从而可进一步延长烃化催化剂的单程寿命，减少再生次数，减少高沸物等杂质的生成；4.增设了对于三代技术必须增设的丙苯塔；5.合理利用低温热，大大降低能耗；6.三代技术在大幅度降低苯耗、能耗的同时，投资小于原一代、二代的投资；7.产品乙苯中二甲苯含量约1000ppm。
1.3.5.2北京服装学院开发的液相法技术
    为了进一步改进干气稀乙烯制乙苯工艺，目前国内外许多机构正在研究第四代工艺即液相法工艺，其技术开发的主要目标为：改气相烃化为液相烃化，进一步降低烃化反应的温度，以提高催化剂寿命，降低二甲苯含量及装置能耗。
   国内外很多科研机构进行过干气液相烃化技术的小试、中试研究，主要采用的工艺技术有鼓泡床和催化精馏工艺，但至今国内外尚未见干气稀乙烯液相烃化制乙苯工业化装置建设的报导。国内研究单位以北京服装学院和大连化物所为主，其中由中国石化股份公司科技开发部组织北京服装学院开发的液相法工艺已通过600吨/年中试成果鉴定，尚待工业化装置的检验；大连化物所也已经取得模试成果。
    北京服装学院的液相烃化技术于1995-1999年进行催化剂和实验室技术开发，1999年7月-2000年1月进行单管真实气体的模试研究，接着在燕化公司进行了600吨/年乙苯装置中试研究。乙烯转化率≥95%，乙苯选择性≥92%，二甲苯含量<50ppm。经2000小时中试催化剂稳定性试验，催化剂性能稳定，预期再生周期在1年以上。该工艺技术与气相烃化工艺相比，产品乙苯中二甲苯含量可降低至100ppm以下，乙苯质量好。但该工艺需要对干气进行脱硫和干燥处理，再经压缩机升压进入烃化反应器进行液相烃化反应。
炼厂干气中含有大量的轻质烃类，它们既是重要的化工原料，又是理想的工业和民用燃料。目前，国外对炼厂气的利用率较高，而我国对其进行深度加工和综合利用的企业为数不多，大多数作为工业和民用燃料烧掉。如何充分利用干气资源，生产高附加值化工产品，提高炼油企业的经济效益，一直是炼油企业中的科技人员和管理人员所关注的课题。
    炼厂干气主要来源于原油的二次加工过程，如催化裂化、热裂化、延迟焦化、加氢裂化等。其中，催化裂化干气量最大，产率最高。催化裂化干气中含有氢气、乙烯、乙烷、丙烯等组份，而乙烯含量约12%-19%。据统计，2005年全国催化裂化能力约9300万吨/年，总乙烯潜含量近80万吨，乙烯资源量十分可观。如果能够将这部分乙烯分离提纯和有效利用，将会带来巨大的经济效益。
1.4 干气的分离技术
    从FCC干气中回收低浓度乙烯的技术[22]主要有深冷分离法、中冷油吸收法、膜分离法、金属络合分离法、吸附分离法、膨胀机法、水合物分离法及联合工艺。这些技术可将乙烯浓度提高到80%以上，可作为石油化工原料，用来生产一系列衍生物和聚合物产品。
1.4.1 深冷分离法
    深冷分离技术[8]早在20世纪50年代就发展了，目前该技术比较成熟，分离流程主要包括气体净化系统、压缩冷却系统和精馏分离系统。它利用原料中各组分相对挥发度的差异，通过气体透平膨胀制冷，在低温下将干气中各组分按工艺要求冷凝下来，其后用精馏法将其中的各类烃逐一分离，乙烯收率约为85%。
    近年来，深冷分离技术有了重大突破，由美国Mo-hl公司和Air Products公司共同开发了深冷分凝器工艺，并在1987年投入工业化生产。分凝器是一个带回流的热交换器，将热传导与蒸馏结合起来，通过部分冷凝将气体混合物分开，达到高效分离效果。采用该技术FCC中的乙烯收率可达90%-98%，乙烷收率99%，甲烷含量减少到最低限度，比正常规模的深冷分离技术节能15%-25%，投资较低，经济效益显著。深冷工艺一般适合处理大量干气的情况，特别适合于炼厂集中地区，若炼厂规模比较小时，则不经济。
1.4.2 中冷油吸收法
    中冷油吸收法又称吸收-精馏法，主要是利用吸收剂对干气中各组分溶解度的不同来实现分离。一般是利用、和芳烃等油品作吸收剂，首先除去甲烷和氢，再用精馏方法分离吸收剂中的各组分。一般操作温度-20℃～-40℃，乙烯纯度约为90%，收率为85%。
    该技术是分离裂解气中乙烯的传统技术，工艺成熟。我国在20世纪70年代初期就曾有多个厂家利用该技术从裂解气中分离烯烃，江苏丹阳化肥厂、常州石油化工厂、北京化工三厂等都曾建有重油裂解制乙烯装置，后来因原料价格等原因均已停产。近年来随着技术的改进，不少厂家采用此技术新建了装置，据报道中石化燕山石化公司、抚顺二厂都新建有中冷油吸收装置。中石化北京化工研究院、上海医药工业设计院也正着手这方面的工作。采用此技术操作简单；乙烯回收率高可达95%以上，若加入膨胀机技术乙烯回收率能达99%；所得产品纯度可达99%。
1.4.3 金属络合分离法
    金属络合分离法是由美国化学公司开发成功的一种由低浓度乙烯中回收聚合级乙烯的新工艺。它是采用溶于芳烃溶剂中的一种双金属盐类四氯化亚铜铝络合物，从混合气中有选择性地络合吸附乙烯组份。乙烯分子与络合物所形成的键较弱，可在缓和条件下进行汽提解吸，从而得到纯度大于99.5%的聚合级乙烯，总收率约为96%。化学公司在1982年建成了一套4.5万t/a的工业装置。由于该法关键技术严格保密，且络合物的制备难度较大，因此限制了其发展。
    国内浙江大学对络合吸收法进行了多年的研究，并于2001年在杭州炼厂用FCC作原料完成了乙烯回收实验，乙烯纯度可达99%。另外，据报道，南京工业大学也曾对乙烯络合吸收剂的研制及其物性作过探讨。由于该法所用四氯亚铜铝吸收剂对设备腐蚀小，吸收容量大，产品纯度高，乙烯回收率也高，所以在我国炼厂规模不大、产气量小的情况下，采用该法具有明显的优越性。
1.4.4 吸附分离法
    吸附分离法是利用吸附剂对混合气体中各组分的吸附选择性不同，通过压力改变或温度改变来实现分离的一种方法。根据吸附剂再生方法的不同分为变压吸附法(PSA)、变温吸附法(TSA)及变温变压吸附法几种。
    吸附分离法的关键是开发好的吸附剂和与之适用的高效分离工艺。而吸附剂是吸附分离法的核心，按照所用载体不同，可分为分子筛类、树脂类、类、类、活性炭类和粘土类等几类。目前的吸附剂性能还不太好。今后，混合离子π络合型吸附剂将是重点，除开发新型载体外，对载体进行表面处理或对络合吸附剂作二次改性处理将引起重视。
    目前用于乙烯提取的吸附分离工艺有固定床和磁稳流化床两种。据报道美国麦吉尔公司已利用固定床吸附炼口气中乙烯获得了成功，国外其它机构也对此进行了研究。国内北京大学、天津大学以及四川天一科技公司等单位也做了大量研究工作。国内第一套炼厂干气乙烯回收装置于1995年在济南炼油厂完成中试，目前已建成工业试验装置，正在济南炼油厂运行。实践证明，变温变压吸附工艺所生产的产品气中乙烯的纯度能达99.88%，产品能做聚合级乙烯，乙烯回收率70%左右。上海石化利用其FCC装置的干气作为变压吸附装置的原料，回收浓缩烃类作为乙烯裂解原料，目前变压吸附装置已建成投产。磁稳流化床指在通常的流化床外加以磁场，使流化床内磁性粒子在磁场作用下发生定向排列，从而限制粒子的随机运动，减少返混程度，使床层既具有与固定床类似的稳定结构，又具有一定的流动性，真正实现了固体粒子与流体逆向接触，为提高传质效率、简化操作过程创造了条件。等人研究了磁稳流化床在烯烃分离中的应用，实验表明产品中乙烯含量可达99.9%，收率超过50%。
1.4.5 膜分离法
    膜分离法[9]是利用气体各组分在膜中渗透速率的差异来进行分离的，目前该技术已在一些气体分离和纯化工艺中得到应用。膜分离法回收FCC干气中氢气的装置于1987年在美国庞卡城建成，氢气回收率为80%-95%，回收成本随进料压力的增大而降低，目前世界上已有十几套装置在运行或建设中。
    而在乙烯提取方面还处在研究阶段，目前用于乙烯分离的膜主要有平片膜和中空纤维膜，膜中金属离子有、和等，烯烃与膜中离子形成络合物，进行迁移。我国于20世纪80年代末提出了将该技术应用于乙烯装置的设想，中科院大连化物所曾做过这方面的研究，但至今还没有其应用的工业化报道。膜技术离工业化的要求相差较大，还需进行进一步的开发和研究。
1.4.6 膨胀机法
    该法由美国弗卢尔公司开发，其原理是利用高压气体通过膨胀机在近似等熵膨胀的同时输出外功，产生出比节流更大的温降，从而使气体中露点较高的组分冷凝，达到分离乙烯的目的。该工艺优点是：以最小的消耗，得到最大量的烯烃回收；操作灵活，对进料要求不太严格；特别是在分离较重馏分时，表现出其独特之处。据报道，美国在德克萨斯州海湾沿岸地区建成一座利用膨胀机法从炼厂气中回收乙烯的1.3万t/a的装置。朗道尔公司建有年处理炼厂气28万的装置。该技术的关键是膨胀制冷技术，国内尚无法解决。
1.4.7 水合物分离法
    最近国内有专利报道了这种分离方法，其工艺特点是使FCC干气与水进行反应，生成含有乙烯组分的水合物，再将吸收液在减压或加热状态下逐级分馏，释放出水合物溶液中的乙烯，使其与其它组分分离。产品乙烯纯度为56%-81%，收率比较高。但由于该工艺所得乙烯纯度太低，限制了其应用。
1.4.8 其它分离方法
    在目前技术不太成熟情况下，采用联合工艺将会改善分离效果以及经济性，如PSA与蒸馏联合、膜分离与PSA联合、中冷油吸收与PSA联合等。等对一种平片膜和流动吸附剂相结合的工艺进行研究，发现对乙烯/乙烷选择性大大提高。BOC公司申请了一项PSA-精馏联合工艺专利，用于乙烯等烯烃的提取。其它联合工艺如PSA与膜分离联合工艺、萃取精馏工艺等还未见应用于乙烯提取的报道。
1.5 改良法乙苯生产工艺简介
包括烷基化和精馏[13]两个生产单元。烷基化的工艺条件为：反应温度，反应压力；原料苯与乙烯的比例为。干燥苯、乙烯、三氯化铝和补充的氯化氢一起加入反应器的烷基化区，在此乙烯全部反应。随即烃化液进入烷基转移区域。从精馏单元回收的多乙苯，在此区域与烃化液中的苯发生烷基转移反应转化成乙苯。为移除烷基化反应热，从烷基化反应区引出部分烃化液进行器外循环使用。
经烷基化/烷基转移反应的物料[4]，先经闪蒸脱除氯化氢气体，再经水-碱液-水洗涤除去溶入的催化剂络合物，然后送乙苯精馏单元，脱出的氯化氢气体在苯洗涤塔中用苯吸收后循环使用；洗涤分离后产生的废三氯化铝溶液和废碱送三废处理工段。
经洗涤后的烷基化液在苯塔脱除未反映的苯，从塔顶馏出含水苯，径冷却、冷凝、沉降分离，苯进入干燥塔，经进一步脱水后，从该塔塔底流出的是不含水的苯，用烷基化进料；笨塔塔底馏出烷基化液，相继进入乙苯塔、多乙苯塔，分别得到产品乙苯和中间产物多乙苯。

第二章 系统物料衡算

2.1总物料衡算
2.1.1计算基准
物料衡算中均以小时作为衡算基准。
2.1.2物料总衡算
粗乙苯的年处理量为15万吨每年，年工作时间为300天每天24小时，产品乙苯标准99.5%。
2.1.3生产能力换算
总能力= （2-1) （2-2）
（2-3）
（2-4）
2.1.4 粗乙苯中各组分及含量
表2.1粗乙苯中各组分及含量
原料量kg/h 含量wt/% 摩尔质量 摩尔分率
苯 1145.83 55 14.690 65.37
乙苯 791.67 38 7.4685