年產155萬噸苯乙烯精餾模擬計算及工藝設計文獻綜述

1、化工與材料工程學院畢業(yè)設計文獻綜述化工與材料工程學院畢業(yè)設計文獻綜述年產15.5萬噸苯乙烯精餾模擬計算及工藝設計An annual output of 150,000 tons of styrene distillation system simulation and process design學生學號 091106 學生姓名 專業(yè)班級 化工091106 指導教師 孫慶華高 工聯合指導教師 王桂英教 授完成日期2013.4.3吉林化工學院Jilin Institute of Chemical Technology目錄前言1第 1 章 苯乙烯裝置的工藝流程21.1 苯乙烯裝置的工藝流程31.1

2、.1 乙苯脫氫法31.2 乙烯生產苯乙烯技術5第 2 章 苯乙烯精餾中的阻聚劑62.1 阻聚劑的發(fā)展62.1.1 幾代阻聚劑62.1.2 阻聚劑分類72.2 苯乙烯精餾82.2.1 乙苯/苯乙烯散堆填料精餾塔92.3 塔分離效果差的原因分析132.3.1 精餾塔的技改方案13第 3 章 苯乙烯前景及發(fā)展趨勢15第 4 章 總結17 前言苯乙烯是重要的基本有機化工原料, 廣泛用于生產塑料、樹脂和合成橡膠20032006 年, 我國苯乙烯產量由948 kt增至2 166 kt。與此同時, 我國苯乙烯消費量也由3 603 kt增至4 503 kt。長期以來, 我國苯乙烯產量不能滿足需求, 20032

3、006年我國苯乙烯進口量為2 343 2 661 kt。雖然我國苯乙烯產量不斷增加, 但是需求量也在逐年增加,苯乙烯對外依存度依然很高1。主要由乙苯脫氫進行生產。包括乙苯氧化脫氫，乙苯催化脫氫，其中乙苯氧化脫氫正處于研究階段，乙苯催化脫氫在生產中廣泛運用，脫氫后得到乙苯和苯乙烯為主要物質的混合物，經過精餾進行分離，達到提純生產苯乙烯的目的，目前, 世界上生產苯乙烯的路線有三條: 一是乙苯氣相催化脫氫工藝, 以乙苯為原料, 藉助氧化鐵-鉻或氧化鋅催化劑, 采用多床絕熱或管式等溫反應器, 在蒸汽存在下脫氫為苯乙烯。二是用丙烯、乙苯過氧化制取環(huán)氧丙烷時的副產品。三是從蒸汽裂解熱解汽油中用抽提蒸餾回收

4、2。本文主要介紹苯乙烯乙烯精餾過程中的一些常見問題，以及脫氫工藝中的問題。目前, 全球苯乙烯生產能力中, 乙苯脫氫法占90%。由于乙苯脫氫生成苯乙烯和氫氣是一個強吸熱、分子數增多的反應, 從熱力學角度看, 采用負壓、提高反應溫度、使用新型乙苯脫氫催化劑, 可提高乙苯的單程轉化率, 但仍然受到反應平衡的限制。為了克服平衡限制, 開發(fā)了乙苯脫氫氧化工藝, 使生成的氫氣與氧氣反應, 即將部分氫氣燃燒掉, 這不但對生成苯乙烯有利, 而且還可為乙苯脫氫反應提供熱量, 具有很強的競爭優(yōu)勢2。第 1 章 苯乙烯裝置的工藝流程傳統(tǒng)的乙苯脫氫制苯乙烯工藝為兩段脫氫工藝, 采用中間換熱的兩段負壓絕熱脫氫技術, 工

5、藝流程見圖1。原料乙苯首先與過熱蒸汽混合并經多次換熱達到脫氫反應溫度后, 在第一段脫氫反應器中進行脫氫反應, 反應后的物料經換熱器加熱升溫, 再進入第二段脫氫反應器繼續(xù)進行反應; 脫氫反應產物在主冷凝器中冷凝成脫氫液, 脫氫液進入油水分離器, 分離出的脫氫產物進入粗苯乙烯塔,在塔頂獲得的粗乙苯再進入乙苯回收塔, 在塔釜回收乙苯,塔頂的苯、甲苯混合物進入苯/甲苯分離塔中得到副產品苯和甲苯; 粗苯乙烯塔塔釜中的粗苯乙烯產物進入精苯乙烯塔, 在塔頂得到苯乙烯。主冷凝器中的不凝氣體經壓縮機壓縮后進入尾氣吸收塔與解吸塔, 吸收塔中未被吸收的尾氣進入蒸汽過熱爐中燃燒產生過熱蒸汽。油水分離器中的廢水進入汽提

6、塔, 進一步回收脫氫產品。為提高乙苯的單程轉化率, 乙苯脫氫工藝也采用三段脫氫工藝流程, 三段脫氫工藝的反應單元流程見圖2。圖1 乙苯兩段脫氫工藝流程圖2 乙苯三段脫氫工藝的反應單元流程1.1 苯乙烯裝置的工藝流程1.1.1 乙苯脫氫法乙苯脫氫法是目前國內外生產苯乙烯的主要方法，其生產能力約占世界苯乙烯總生產能力的90%。它又包括乙苯催化脫氫和乙苯氧化脫氫兩種生產工藝。目前, 乙苯負壓脫氫制苯乙烯是苯乙烯生產的常用方法, 世界上90%的苯乙烯都是通過乙烯和苯烴化( 采用三氯化鋁或分子篩催化劑) 生產乙苯, 乙苯再催化脫氫生產的。典型的乙苯脫氫工藝有巴杰爾(Badger) 法和魯姆斯( Lumm

7、us) 法。(1) ABB 魯姆斯公司采用魯姆斯/UOP Classic SM 工藝, 使乙苯( EB) 脫氫生產聚合級苯乙烯單體( SM) 。用于過程改擴建時, 乙苯脫氫采用魯姆斯/UOP SMART 工藝。在Classic SM 工藝中, 氣相反應在高溫、減( 負)壓下進行。乙苯( 新鮮的和循環(huán)的) 和主蒸汽與過熱蒸汽混合, 在多段反應器中脫氫, 經分餾后得到高純度( 99.85%99.95%) SM。SMART SM 工藝除采用氧化重熱技術( 用于多段反應器系統(tǒng)脫氫段之間) 外,與Classic SM 工藝相同。特定反應器用于氧化和脫氫反應, 在氧化重熱中, 引入氧氣藉助專用催化劑部分氧

8、化所產生的氫氣, 重熱過程氣體。乙苯單程轉化率約80%, 無需中段重熱器, 對過熱蒸氣需求減少。對于采用Classic SM 工藝的50 萬噸/ 年裝置,Classic SM 工藝物耗為每噸苯乙烯需乙苯1.055 噸。已有42 套Classic SM 裝置采用羅姆斯/UOP 乙苯脫氫技術, 生產苯乙烯總能力760 萬噸/ 年。(2) 華盛頓集團國際公司巴杰爾技術中心和菲納技術公司乙苯( EB) 脫氫制苯乙烯( SM) 采用莫比爾/ 巴杰爾EB Max 工藝。藉助鉀促進的離子氧化物催化劑, 在蒸汽存在下和負壓、高溫條件下進行吸熱反應。在蒸汽/ EB 進料比為1.0 和中等EB 轉化率下,苯乙烯的

9、選擇性大于97%。副產品苯和甲苯通過蒸餾回收, 苯餾分返回EB 裝置。采用多段絕熱反應器, 脫氫段之間加入熱量驅動EB 轉化。轉化率為60%75%。熱量加入采用常規(guī)方法如蒸汽換熱器, 或直接利用殼牌石油公司專有的直接加熱技術。物耗為每噸苯乙烯需乙苯1.052 噸。能耗為: 凈供入能量5.23KJ/ t, 冷卻水150m3/ t。已有40 多套裝置采用該技術, 單系列設計能力為3.2 萬7.8 萬噸/ 年, 總能力超過800 萬噸/ 年。(3) 國產化技術進展乙苯負壓脫氫制苯乙烯的核心技術是乙苯負壓脫氫制苯乙烯反應器, 我國華東理工大學開發(fā)的乙苯負壓脫氫反應器采用軸徑向反應器技術和氣氣快速混合技

10、術兩大關鍵技術, 突破了國外技術壟斷, 形成了自主知識產權。軸徑向反應器是在床層頂部采用催化劑自封式結構、以使徑向床的頂部造成軸徑向二維流動的新穎徑向反應器。與傳統(tǒng)的徑向反應器相比, 這種催化劑自封式結構取消了催化床上部的機械密封區(qū), 簡化了徑向床結構, 有效的利用此部分反應器空間中的催化劑, 消除催化劑床的滯流區(qū),有利于提高反應轉化率, 同時催化劑裝卸方便。氣氣快速混合器采用雙噴射流、異孔徑的混合方式, 以適應溫差大、摩爾比高、停留時間短的苛刻要求。我國蘭州石化公司采用該技術的6 萬噸/ 年負壓脫氫制苯乙烯裝置已通過技術鑒定。華南理工大學與上海工程有限公司和齊魯石油化工公司合作共同完成的大型

11、苯乙烯脫氫反應器在齊魯石化公司投用。在齊魯石化公司年產20 萬噸苯乙烯成套技術開發(fā)項目中, 大型苯乙烯第一、第二脫氫反應器是關鍵設備。此次開發(fā)的大型苯乙烯脫氫反應器是在消化吸收引進技術的基礎上,采用了具有自主知識產權的軸徑向二維流技術, 提高了反應器的有效容積率和催化劑的利用率, 因此, 具有集成創(chuàng)新的特點。該反應器為直徑3200mm、高度26mm的薄床層徑向反應器, 是目前我國已投運的長徑比最大的國產薄床層徑向反應器。自齊魯石化公司20萬噸/ 年苯乙烯裝置投產以來, 反應器運行一直良好, 乙苯轉化率達到66.32%, 苯乙烯選擇性為97.08% 。苯乙烯脫氫反應器運行穩(wěn)定且溫度分布均勻, 反

12、應系統(tǒng)總壓降降低, 解決了原設備存在的環(huán)境污染和腐蝕問題, 滿足了苯乙烯生產需要, 各項技術指標均達到當前國外同類工藝技術的先進水平。蘭州石化公司研究院開發(fā)成功乙苯脫氫LH365 型催化劑, 并實現工業(yè)化。該院相繼開發(fā)成功315、325、335 等一系列乙苯脫氫催化劑, 新一代LH365 催化劑, 通過對組成、結構和工藝條件的研究, 解決了選擇性、活性、強度、穩(wěn)定性等性能之間的矛盾, 在保證苯乙烯選擇性的同時, 進一步提高了催化劑的活性和壽命。該種催化劑常壓等溫評價結果為: 乙苯轉化率大于72%, 選擇性大于95.5%; 負壓絕熱中試評價結果為: 乙苯轉化率大于72%, 選擇性大于96%; 工

13、業(yè)裝置標定結果為: 乙苯轉化率大于65%, 選擇性大于97.5%。與國外同類產品比, LH365催化劑具有低溫低水比條件下性能高、性價比好的特點。經6 萬噸/ 年苯乙烯裝置工業(yè)應用表明, 該催化劑具有較好的活性和穩(wěn)定性, 可替代同類進口產品。繼GS- 06 和GS- 08 系列催化劑成功應用于引進的苯乙烯裝置后, 上海石化研究院又研制成功GS- 10 高空速乙苯脫氫制苯乙烯催化劑, 該催化劑具有鉀含量低、堆積密度高、強度高、穩(wěn)定性好和適合在高空速下運行的特點, 其綜合性能達到國際先進水平, 具有良好的工業(yè)應用前景, 預計在現有工業(yè)裝置上應用可增產5%10%的苯乙烯。該催化劑已應用于燕山石化公司

14、化工一廠引進的8.4 萬噸/ 年苯乙烯裝置上,體現了GS- 10 新型催化劑的優(yōu)良反應性能2。1.2 乙烯生產苯乙烯技術據Nexant ChemSystems 咨詢公司分析, 苯乙烯(SM) 生產商采用稀乙烯為原料, 可望大幅度降低生產費用。與以聚合級乙烯為原料的標準乙苯/ 苯乙烯工藝相比, 使用稀乙烯可凈節(jié)約原料費用13%15%。表1 列出苯乙烯生產費用的競爭性。表1 苯乙烯生產費用的競爭性( 2005 年) , 美元/噸第 2 章 苯乙烯精餾中的阻聚劑苯乙烯作為一種用途廣泛的化工原料，近年來國內發(fā)展很快。由于苯乙烯的環(huán)外雙鍵非常活潑，在精餾過程中，由熱引發(fā)而產生自由基聚合形成高聚物，不僅消

15、耗了苯乙烯單體，影響產品質量，而且嚴重威脅連續(xù)生產過程的進行。為減少苯乙烯自聚，除采用負壓操作以降低精餾溫度外，通常加入親電子物質作為阻聚劑。阻聚劑是阻止活性單體聚合的物質，一般是通過鏈轉（歧化反應）或鏈終止偶合反應）來實現阻聚效果的。不同阻聚劑的阻聚機理目前國內外已有一些研究，如氮氧自由基型阻聚劑、羥胺類和3。2.1 阻聚劑的發(fā)展阻聚劑是一種能防止不飽和烴在加工、精制、儲存和運輸過程中發(fā)生聚合反應的化合物，它能與體系中的自由基作用形成穩(wěn)定的生成物，從而阻止聚合反應的發(fā)生。阻聚劑的用途很多,如在單體分離、精制和儲運過程中，加入一定數量的阻聚劑用于終止聚合反應；某些單體聚合時達到一定轉化率后，加

16、入一定數量的阻聚劑用于終止聚合反應；在高分子制品中加入某種阻聚劑可以防止老化等。苯乙烯非常容易高溫自聚，在工業(yè)生產苯乙烯的精餾過程中，為了防止精餾裝置起垢，導致生產效率降低、生產成本增加，需加入一些阻聚劑。自苯乙烯單體工業(yè)化生產以來，人們不斷進行苯乙烯精餾阻聚劑的開發(fā)，一些低毒高效的復配阻聚劑已在苯乙烯生產裝置上使用。至今，苯乙烯精餾阻聚劑已經歷了數次更新換代3。2.1.1 幾代阻聚劑20世紀7080年代使用的第一代阻聚劑以2，4二硝基苯酚（）、對苯二酚和苯醌為代表。這類阻聚劑的毒性較大、阻聚效率低、耐熱性差、對環(huán)境污染嚴重，目前已很少使用，但可以作為輔助劑同第二代阻聚劑復配，得到阻聚效果更好

17、的復配型阻聚劑。 第二代阻聚劑20世紀80年代后，人們通過在結構中引入甲基、乙基和丁基等基團，降低了的毒性，提高了在苯乙烯中的溶解度。，二硝基對甲酚（）和仲丁基，二硝基苯酚（）開始在苯乙烯生產裝置上使用；而哌啶類氮氧自由基阻聚劑和取代羥胺類阻聚劑都是近期發(fā)現的新型穩(wěn)定的阻聚劑，具有耐高溫、易溶解、低毒、無腐蝕和在氣液兩相均具有阻聚性能等優(yōu)點，可有效阻止聚苯乙烯的生成及其對管線和設備的堵塞。 第三代阻聚劑20世紀90年代以來，一些新型高效的低毒阻聚劑開始在苯乙烯裝置上試用，這些阻聚劑多由種組分復配而成，阻聚效率明顯高于或阻聚劑，用量也進一步減少，從而降低了生產成本，還解決了第一代阻聚劑難溶于苯乙

18、烯、加料困難、毒性大和污染環(huán)境等問題。這類阻聚劑大部分由哌啶類氮氧自由基阻聚劑和其他有機物緩聚劑復配而成。研究阻聚劑的目的是為了提供一種粘度低、與高沸點烯烴單體或交聯劑混溶性好、毒性小、價格低、阻聚效果好、適應于高沸點烯烴單體或交聯劑生產與精餾過程的，具有長效阻聚效果的阻聚劑。還有一些其他有機物復配的苯乙烯精餾阻聚劑和在苯乙烯工業(yè)上有特殊用途的阻聚劑正在研究中。 阻聚劑阻聚性能的評價方法在評價阻聚劑的阻聚性能時，主要通過定量或定性測定苯乙烯的轉化率，對比相同反應條件下阻聚劑用量對苯乙烯聚合過程的抑制效果。抑制效果的測定方法有直接法和間接法兩種。直接法中常用的方法有質量法、目視溶液狀態(tài)法、聚合物

19、離析法、沸騰法等；間接法是根據聚合過程中體積、折光率、吸收光譜等物性的變化，間接比較抑制效果，常用的方法有膨脹計法、分光光度計法、氣相色譜法和折光指數法等3。2.1.2 阻聚劑分類根據阻聚劑抑制歷程的不同，可以分為氫供體型阻聚劑、電子受體型阻聚劑、穩(wěn)定自由基型阻聚劑三種。 氫供體型阻聚劑這類阻聚劑通常帶有活潑的氫原子，通過鏈轉移的方式，體系中的自由基從阻聚劑分子上奪取活潑氫。新生成的自由基穩(wěn)定性很強，失去了引發(fā)聚合反應的能力，從而發(fā)生緩聚或阻聚。常見的類型如下：苯酚、鄰苯二酚、氫醌、硫醇、苯胺、肟、羥胺和有機磺酸等及其衍生物。 電子受體型阻聚劑通常含有共軛結構，體系中的活性自由基可以先與其發(fā)生

20、加成反應，然后耦合或歧化終止。電子細胞外的同時， 被吸收到類囊體膜內部，因此外部培養(yǎng)環(huán)境的堿性增強，而此時酶的活性增強，提高了的固定率。但是有些微藻對有較高的耐受性。等在溫度為、進氣濃度為、 為時，培養(yǎng)小球藻。在 為時，其對小球藻的生長有明顯的抑制現象；在 為時生長速率無明顯變化，表明小球藻的生長受的影響較小3。2.2 苯乙烯精餾苯乙烯是重要的有機化工原料, 通常采用負壓絕熱脫氫法, 然后再精餾分離獲得高純度的苯乙烯產品。因其與其它組分間的相對揮發(fā)度很小, 且本身又是熱敏性物料, 故分離難度大, 能耗高。苯乙烯精餾系統(tǒng)的關鍵是乙苯/ 苯乙烯精餾塔。因苯乙烯是一種熱敏性物質, 極易自聚, 隨溫度

21、、濃度升高及停留時間的延長自聚物含量增加, 又由于乙苯和苯乙烯的沸點在常壓下很接近( 差9. 0 ) , 因此, 苯乙烯精餾需在真空和較低精餾溫度條件下。由于塔頂餾出物中所含的苯乙烯不能成為產品, 因而經過脫氫反應器在系統(tǒng)內反復循環(huán)。乙苯/ 苯乙烯精餾塔塔頂苯乙烯質量分數越高, 系統(tǒng)焦油量越大,苯乙烯單耗就越高, 脫氫催化劑壽命越短, 同時,還可能造成填料及塔內件堵塞, 并堵塞蒸發(fā)器等設備。因此, 塔頂苯乙烯質量分數愈低愈好4。我國苯乙烯生產通常采用負壓絕熱脫氫法, 置由乙苯脫氫和脫氫混合液精餾兩部分組成脫氫混合液的主要組成為苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和焦油等。其中乙苯( EB )與苯乙烯的分離是

22、精餾的最關鍵技術。常壓下乙苯和苯乙烯的沸點分別為13612 e 和14511 e , 僅相差9 e 。苯乙烯又是熱敏性物料, 高溫下易自聚。溫度每增加10 e , 其自聚速率將增加1倍。通常在生產中都要加入阻聚劑終止自由基, 抑制其自聚。因此, 乙苯/苯乙烯的分離,都在真空下并有高溫阻聚劑存在下進行精餾。該精餾塔至少需要54塊理論塔板。當苯乙烯的原料乙苯由煉廠干氣(稀乙烯)催化制得時, 脫氫混合液中會帶入2 000 10- 6 (質量分數)左右的二甲苯(其鄰、間、對的比例為17B 45B 38)。而鄰二甲苯的常壓沸點為14414 e , 與苯乙烯的沸點相差僅017 e 。這時乙苯/苯乙烯精餾塔

23、至少需要80塊理論塔板,才能滿足塔頂小于2% (質量分數)苯乙烯和塔底小于1 000 10- 6 (質量分數)乙苯的分離要求。20世紀60年代初我國蘭州化學工業(yè)公司從原蘇聯引進的苯乙烯生產裝置, 其乙苯/苯乙烯精餾塔, 采用雙塔串聯流程。即兩塔的液相串聯, 各塔均有再沸器。而兩塔的氣相在塔頂均有冷凝器, 塔頂都各自抽真空。后塔的塔頂氣相冷凝液再進入前塔的塔釜, 再加熱汽化, 因此能耗很大。當初兩塔都是板式塔, 采用雙塔可不使由于塔板的較大壓降, 造成塔釜溫度過高, 從而增大自聚率。到70年代, 不少乙苯/苯乙烯蒸餾塔仍是這種形式, 如岳化滌綸廠、常州化工廠等。天津大學化工所在國內率先對這類雙塔

24、流程進行了改造。1985年對岳化滌綸廠, 繼而1987年對常州化工廠采用高效、低壓降的規(guī)整填料作了改造,使形式上的雙塔成為實質上的單塔。常州化工廠年產3 000 t苯 乙烯, 乙苯/苯乙烯蒸餾塔原為浮閥塔,后改造為250Y 型板波紋規(guī)整填料塔。使產量提高1倍, 每噸苯乙烯消耗乙苯由1118 t降到1113t 年節(jié)電6112104 度, 節(jié)水80104 t 節(jié)省蒸汽118104 t。還因減少生產過程中副產焦油所帶苯乙烯產量的115% , 全年可少消耗苯乙烯90 t。改造給這個地方小廠帶來年經濟效益23016104 元。 3 個月即回收了全部改造的投資。天津大學化工所還對上海高橋化工廠、丹陽化工廠

25、、南京塑料廠撫順化工塑料廠、吉化104廠等十幾座乙苯/苯乙烯塔進行過改造。如104廠的苯乙烯塔, 塔徑312 m, 原設計為導向篩板, 1987年廠方將其改為IMTP散堆填料塔。苯乙烯年生產能力為215104 ,t 塔頂蒸出的乙苯中含苯乙烯量高達5% (質量分數)以上。1992年化工所協(xié)助采用規(guī)整填料進行了改造, 改造后苯乙烯年產量達到了6104 ,t 塔頂苯乙烯含量降到1% (質量分數)以下, 塔底苯乙烯純度在9918% (質量分數)以上。全塔壓降僅為7 33115 Pa, 塔釜溫度從104 e 降到83 e 。并由于規(guī)整填料持液量小, 物料在塔內的停留時間縮短, 使物系的自聚率大大減小。該

26、裝置改造在當時獲年經濟效益1 200004 元。1988年全國苯乙烯同行業(yè)評比中, 化工所改造的3套裝置, 岳化滌綸廠、高橋化工廠和常州化工廠獲得前3名。天津大學化工所在余國琮院士領導下, 為我國苯乙烯行業(yè)的前期發(fā)展貢獻了力量。此后, 由中國石化集團總公司牽頭組織了中石化集團上海工程有限公司、華東理工大學、天津市新天進科技開發(fā)有限公司等單位, 對苯乙烯成套裝置國產化開發(fā)攻關, 目前已取得了巨大成果5。2.2.1 乙苯/苯乙烯散堆填料精餾塔文獻報道, 對于一個年產113 420噸苯乙烯單體的塔, 全年按360天操作, 則該塔進料速率為28 876 kg /h。進料重量組分為: 輕組分1% 、乙苯

27、52.15% 、乙烯46.11% 和重組分0.14% (質量分數,下同)。通常規(guī)定塔底組分為: 乙苯0.11% 、苯乙烯9911% 和重組分0.18%; 塔頂組分為: 輕組分1.19% 、乙苯96.11%、苯乙烯2%。這時塔底出料速率為13 127 kg /h, 而塔頂出料速率為15 749 kg /h。為滿足上述分離要求, 常規(guī)的篩板塔精餾段塔內徑6 858mm, 29塊篩板, 板間距457 mm, 提餾段塔內徑6 096mm, 42 塊篩板, 板間距533 mm。這樣可達到54個理論分離級, 回流比為8125, 全塔壓降為24126 kPa。此塔采用No140 IMTP填料進行改造, 用五

28、段填料, 精餾段二段填料, 提餾段三段填料, 填料總高度3219m?？蛇_到63個理論分離級, 回流比可降為6180,全塔壓降減小到7107 kPa。有關參數比較見表1。對篩板塔而言, 再沸器的熱負荷為63110 106kJ/h, 若蒸汽價格為每4118106 kJ 1119美元, 那么篩板塔再沸器的能耗為$ 179133 /h。改為填料塔后, 回流比減小, 再沸器的熱負荷也就降低到541260106 kJ/h, 再沸器能耗僅為$ 154122 /h。年節(jié)省能耗費$ 217000。這些結果列于表2。文獻報道了同樣規(guī)模的苯乙烯精餾塔采用規(guī)整填料改造的結果。塔徑、塔高、塔板數量、形式和板間距完全與上

29、述苯乙烯精餾塔一樣。塔進料速率為28 577 kg /h, 進料組分也完全一致。采用比表面積為394 m2 /m3 的規(guī)整填料, 填料總高度為20m, 其中精餾段8m, 提餾段12 m。兩種方案對比結果見表36。苯乙烯( SM) 是重要的有機化工原料, 它可以均聚也可以與其它單體共聚制備多種合成材料。其生產通常采用負壓絕熱脫氫工藝技術, 裝置由乙苯脫氫和脫氫混合液( DM) 精餾兩部分組成。如下圖：DM 的主要組成為苯、甲苯、乙苯、苯乙烯、焦油等, 而乙苯/ 苯乙烯精餾分離是DM 精餾最關鍵的一步。乙苯和苯乙烯的常壓沸點分別為136. 2及145. 1 , 僅差9 , 屬于較難分離的物系。苯乙

30、烯又是熱敏性物料, 隨溫度升高,它會產生自聚, 自聚速度與溫度有關, 一般無阻聚劑存在時, 溫度每升高10 , 苯乙烯自聚速率增加一倍, 加入阻聚劑可以終止自由基, 阻止苯乙烯的自聚, 從而可以將塔釜溫度提高。據文獻的研究指出, 溫度為100時, 苯乙烯在一小時內無明顯的自聚。因此, 為了更好地對乙苯/ 苯乙烯進行分離, 必須在真空下并加入高溫阻聚劑進行精餾。粗苯乙烯塔進一步節(jié)能探討蒸餾過程的節(jié)能基本上可從下列三方面著手(1) 蒸餾過程熱能的充分利用。如加強保溫減少熱損; 冷熱流體間相互換熱回收顯熱; 高溫蒸餾時回收塔頂物料蒸汽的潛熱, 塔頂冷凝器用作蒸汽發(fā)生器。如操作壓力為32kPa 的粗苯

31、乙烯塔, 其塔頂物料蒸氣可用于加熱進脫氫反應器的乙苯。這種安排可使每噸苯乙烯產品節(jié)能約2. 1MJ。(2) 減少蒸餾過程本身對能量的需要。如優(yōu)化操作條件, 包括最佳回流比、最佳操作壓力、適宜進料位置; 采用低壓降的高效填料; 改善塔的控制系統(tǒng); 加強對塔再沸器及冷凝器的維護,提高傳熱效率。(3) 提高蒸餾系統(tǒng)的熱力學效率。如采用熱泵蒸餾; 多效蒸餾; 增設中間再沸器和冷凝器;有附加回流和蒸發(fā)的蒸餾( SRV 蒸餾) ; 熱偶蒸餾。圖3 為四種典型的蒸餾節(jié)能方法。2.3 塔分離效果差的原因分析精餾塔分離效果差，經多次優(yōu)化效果不明顯，說明工藝操作不存在問題，而是該塔本身能力有限，可能存在原因如下：

32、精餾塔填料為板波紋填料，動能因子為在現有負荷下，板波紋填料最高效率為個理論板床層)板波紋填料，最大理論板數為個理論板。整個精餾塔用軟件模擬計算實際操作工況，只有34 塊理論板，模擬該塔的設計值，所需理論板數為4+ 塊，理論板數不夠，是造成該塔分離效果達不到預想效果的主要原因。（1）塔頂回流分布器分配孔堵塞，導致頂層填料液體分布不均，精餾效果不好，也是致使精餾塔分離效果差的重要影響因數。（2）塔底氣體分布器，降液管堵塞，導致氣相霧沫夾帶，降低了底層填料的效率，也影響了精餾塔的精餾效果。（3）塔中間某層液體分布器（收集器）漏液，將使塔內分離狀況難以正常運行。2.3.1 精餾塔的技改方案更換填料用5

33、678 高效填料，更換精餾段填料。床層采用高5678 高效填料和板波紋填料。效率可達個理論板。增加填料高度縮短床層降液管長度，保留長度約為490至460截去多余部分，用板波紋填料增加床層填料高度，分別增加高度約為。逐盤檢查原來各盤填料，如有破損、銹蝕、堵塞，用新填料更換，各盤填料加防壁流圈，保證塔效率。檢查和更換液體分布器從下到上對氣、液分布器逐個進行檢查，是否有安裝不當、漏液、堵塞等現象，若有予以糾正清理。更換塔頂回流分布器，以避免頂層填料液體分布不均。技改結果與效益乙苯( 苯乙烯精餾塔經過技術改造后，操作條件不變，分離效果比設計還好。塔頂苯乙烯含量能控制在以內，塔釜采出含乙苯左右。技術改造

34、后精餾的質量控制統(tǒng)計數據如表所示。從該表數據可以看出，塔頂、塔釜壓差不到技術改造后，經模擬計算該塔理論板數達到塊，不僅達到較為理想的分離效果，而且還有一定的操作彈性，還可提高該塔的負荷，滿足了高負荷生產的需求。精餾塔技術改造成功后，產生了巨大的經濟效益。每天多產苯乙烯3 >，一年按300天計算，一年增產苯乙烯的利潤平均少計為400000元，一年可實現經濟效益"200 萬元?，F塔釜溫度可降低#:!?，每天節(jié)約蒸汽20t。第 3 章 苯乙烯前景及發(fā)展趨勢苯乙烯是苯最大用量的衍生物, 也是最基本的芳烴化學品。苯乙烯主要用于生產聚苯乙烯( 占其需求量約2/ 3) , 也可用于制取苯乙烯

35、- 丁二烯( 丁苯)橡膠( SBR) 、ABS 和苯乙烯- 丙烯腈(SAN) 樹脂、不飽和聚酯等。此外, 也是生產涂料、染料、合成醫(yī)藥的重要原料。目前, 世界上生產苯乙烯的路線有三條: 一是乙苯氣相催化脫氫工藝, 以乙苯為原料, 藉助氧化鐵-鉻或氧化鋅催化劑, 采用多床絕熱或管式等溫反應器, 在蒸汽存在下脫氫為苯乙烯。二是用丙烯、乙苯過氧化制取環(huán)氧丙烷時的副產品。三是從蒸汽裂解熱解汽油中用抽提蒸餾回收。國產化技術進展乙苯負壓脫氫制苯乙烯的核心技術是乙苯負壓脫氫制苯乙烯反應器, 我國華東理工大學開發(fā)的乙苯負壓脫氫反應器采用軸徑向反應器技術和氣氣快速混合技術兩大關鍵技術, 突破了國外技術壟斷, 形

36、成了自主知識產權。軸徑向反應器是在床層頂部采用催化劑自封式結構、以使徑向床的頂部造成軸徑向二維流動的新穎徑向反應器。與傳統(tǒng)的徑向反應器相比, 這種催化劑自封式結構取消了催化床上部的機械密封區(qū), 簡化了徑向床結構, 有效的利用此部分反應器空間中的催化劑, 消除催化劑床的滯流區(qū),有利于提高反應轉化率, 同時催化劑裝卸方便。氣氣快速混合器采用雙噴射流、異孔徑的混合方式, 以適應溫差大、摩爾比高、停留時間短的苛刻要求。隨著亞洲和中東地區(qū)大型苯乙烯裝置的陸續(xù)建成投產，勢必會導致更多的國外產品流入我國，對我國苯乙烯行業(yè)的發(fā)展造成一定的影響。而國內苯乙烯生產裝置規(guī)模偏小，生產技術相對落后，在國內外市場上缺乏

37、競爭力。因此，應盡快采用先進技術對現有裝置進行技術改造，逐步提高裝置的規(guī)模和工藝技術水平，使單套裝置的生產規(guī)模達到20萬t/a以上。 另外，目前我國乙烯資源產不足需，而催化裂化干氣資源卻相對豐富，但利用率較低。應當鼓勵有條件的煉油企業(yè)積極開發(fā)利用干氣生產乙苯和苯乙烯的生產技術。并且應當注意到苯乙烯/環(huán)氧丙烷聯產法工藝可同時生產苯乙烯和環(huán)氧丙烷兩種化工產品，適合建設大規(guī)模生產裝置，同時還應加快以丁二烯制苯乙烯、以甲苯制苯乙烯、以CO2替代水蒸氣法制苯乙烯以及乙苯脫氫-氫選擇氧化制苯乙烯等新工藝的研究和開發(fā)步伐，努力縮短與國外新技術之間的差距。我國蘭州石化公司采用該技術的6 萬噸/ 年負壓脫氫制苯乙烯裝置已通過技術鑒定。我國現有煉油生產裝置中催化裂化能力已達6000 萬噸/年, 每年副產干氣至少200 萬噸以上,