近平衡，而催化剂太多，则还没有完全通过催化剂床层EB转化就达到平衡并停止转化，而副反应继续进行，反应转化率和选择性降低（从物料平衡和装置生产率）。
目前有很多种EB 脱氢催化剂，这些催化剂一般分为两类：（1）高活性、低选择性；（2）低活性、高选择性。采用低活性、高选择性催化剂的设计有比较好的效益。本设计装置拟 采用的正是此种催化剂。如果在将来相当长的一段时间内想要提高生产率而又允许有一定的损失的话，高活性、低选择性催化剂可在同样的设备中装填使用。
平衡常数有压力的范围，因为转化一个摩尔EB会生成两个摩尔的产物。所以，较高的系统压力会使脱氢反应的平衡左移（即抑制EB的转化），从而降低EB的转化率。较低的压力将使EB转化较高，同时选择性也不受太大的影响。
蒸汽稀释能减少EB、 SM和氢气的分压，其效果与降低压力一样。蒸汽稀释还有其他等同的重要作用。首先，蒸汽向反应混合物提供热量。其结果是对于一定的EB转化而言，温度降低 很多，在同样的入口温度下EB转化更多。第二，少量的蒸汽表现为能使催化剂保持在所需的氧化状态，具有很高的活性，此蒸汽量随催化剂的使用情况而有所不 同。第三，蒸汽能抑制高沸物沉积在催化剂上，如果允许超过一定的限度，这些结焦生成物最终会污染催化剂，使其活性降低而无法使用。
由于上述作用，单程EB 转化率在温度、压力、催化剂、蒸汽稀释等方面受到限制，对实际的单级反应器来讲EB转化率只有40～50%。但是，如果出料被再加热到第一级入口温度，混 合物便无法平衡。如果再加热的混合物被送到第二个催化剂床层，那么，它又可以进一步转化为SM，直至再次接近平衡。由于受到其他变量因素的影响，EB转化 总量可达到70～85%。再加热和增加级数的过程可视经济效益多次重复，每增加一级，转化率和选择性便逐渐降低。因此，本设计采用两级反应器以获得较好的 经济效益。
5、反应器设计依据
反 应器设计的首要任务之一是根据所需的处理量及原料组成，计算达到规定的转化率所需的反应体积，然后以此为依据作进一步的设计；确定催化反应器为完成一定的生产任务所需的催化剂量是反应器设计的基本内容之一。反应器系统应该获得尽可能高的转化率，而且不增加操作成本，也不超出经济优化的范围。较高的转化率减少了对稀释蒸汽、蒸馏蒸汽和过热器燃料的要求。同样重要的是，尽管反应器成本可能略增加一些，但在初步设计中，较高的转化率可从总体上减少装置投资。在获得较高转化率的同时，催化剂的选择性将会降低，因此任何SM装置的设计都必须在反应、热回收和蒸馏方面比较所有因素、考虑经济平衡。
6、主要工艺变量（参数）的选择与控制
（一）对反应器系统而言，主要控制工艺参数是： （1）温度（第一、第二级反应器入口温度） （2）蒸汽/油（EB）比（重量比） （3）EB进料率
通过控制第一和第二级入口温度来使转化率接近生产率的设计值。这两级的温度应该一样，但是如果第二级入口温度略高于第一级入口温度，选择性会更好一些。当然，EB进料率是生产率的基本决定因素。
蒸汽/ 油（EB）比的设计值：在较高的蒸汽/油（EB）比下，特别是在降低生产率的情况下操作有助于降低操作成本，因为转化率（相对于给定的温度）、选择性和蒸 馏蒸汽方面的少许改进都将胜过增加稀释蒸汽的成本。EB的转化率主要由反应器进口温度控制。随着催化剂老化，这些温度要逐渐提高以维持催化剂的活性和EB 转化率，以保持在给定的EB进料率下的生产运行。
（二）苯乙烯（SM）的蒸馏与贮存
苯 乙烯即使在常温环境温度之下也会发生液相聚合（虽然缓慢）。聚合速率受浓度、温度、时间的影响而增加，使用合适的阻聚剂可减缓聚合。因此，在蒸馏系统中通 常出现的温度下，必须使用有效的阻聚剂以防聚合而引起较大的损失。阻聚剂的选择取决于以下一些因素：在操作温度下可接受的聚合物产生的数量，基于这样的聚 合物产量所需要的阻聚剂数量、阻聚剂成本、阻聚剂对苯乙烯终端使用的影响（最好是没有影响）。在苯乙烯工艺中，需要阻聚剂的有两个地方：一是苯乙烯精馏系 统，二是苯乙烯产品贮存系统。在精馏塔中，苯乙烯处于120℃的高温，阻聚剂主要用来防止聚合物的生成；在苯乙烯贮存系统中，温度一般为 20℃以下，聚合率较低，阻聚剂的主要用途之一是防止苯乙烯氧化。由于温度存在着很大的不同，对阻聚剂的要求也不一样，所以，在蒸馏塔中使用无硫阻聚剂 （2、4-二硝基-邻-二-丁基酚（DNBP）俗称NSI），在苯乙烯贮存系统中使用4-叔丁基邻苯二酚（TBC）。
在蒸馏系统中，蒸馏塔中产生的聚合物为高沸物，作为重组分（苯乙烯焦油）离开本系统，不构成苯乙烯的污染物。产生的聚合物表示苯乙烯收率的损失，应尽可能减少。NSI阻聚剂的汽化压力很低，所以它同蒸馏系统中的重组分离开，在产品苯乙烯中数量不多。产品苯乙烯中的NSI在苯乙烯最终使用中会产生质量问题。苯乙烯产品中只允许有少量的聚合物（一般低于10ppm）。
7、流程叙述
（1）脱氢反应总述：
EB 蒸汽/蒸汽混合物与EB/蒸汽过热器二级反应器流出物进行热交换而产生过热，并进入一级反应器进口，在这里与主过热蒸汽混合，以便达到理想的一级反应器的 进口温度。EB和蒸汽混合物径向从内向外地进入催化剂床层，一部分EB反应生成SM，由于进行吸热反应，温度降低。混合流出物与过热蒸汽进行换热而得到重 新加热并径向通过第二个催化剂床层。大部分EB反应生成SM（受平衡限制）和少量副产品。
反应器系统的流出物由于两个压力等级的蒸汽再生而进行冷却。冷却的反应器产品与部分未汽提的工艺冷凝液被过热降温，并在主冷凝器中冷凝。冷凝液因重力作用自动流至有机混合物/ 水分离器，而未冷凝的蒸汽进一步得到冷却并在调节冷却器中冷凝。调节冷凝器中的冷凝液也流向有机混合物/水分离器。在有机混合物/水分离中，芳烃和工艺冷 凝液构成两个相位。被称之为“脱氢混合物（DM）”的芳烃相流进有机物分隔间，随后进行SM产品精馏和对未反应的EB、及副产物苯、甲苯和高沸物进行回 收。水相因重力在有机混合物/水分离器的主分离室中分离。
工艺冷凝液用泵压送至用来除去夹带有机物的撇沫罐。一部分冷凝液被过滤，以除去催化剂尘末，然后用来对冷却的反应器流出物进行降温。净工艺冷凝液通过汽提除去溶解的有机物。冷凝液首先由汽提塔的塔顶液/ 进料内部换热器进行预热，然后通过蒸汽喷射器的直接蒸汽加热至工艺冷凝液汽提塔操作温度，以把塔中汽提过程中的损失降低到最低程度。从调节冷却器出来的未 冷凝气体为脱氢废气，含有氢、二氧化碳、甲烷和大量的芳烃。气体通过压缩机入口罐，然后送往废气压缩机，压缩气体通过一个分离罐，然后再进入废气冷却器， 冷却气体中的芳烃通过循环半柏油的洗涤而减少，并经冷却后返回吸收塔；废气则通过一个密封罐进入燃料补充系统而用作蒸汽过热器的燃料。
（2）苯乙烯蒸馏总述：
苯乙烯蒸馏的目的是将从脱氢反应系统出来的液态芳烃混合物分馏成： a、一种高纯度的苯乙烯产品（苯乙烯聚合物最小损失） b、循环至脱氢反应系统的EB物料流
c、苯乙烯焦油物料流（含有苯乙烯聚合物、重馏分和少量苯乙烯） d、适合作为EB装置进料的苯物料流 e、甲苯副产品物料流
从有机混合物/ 水分离器出来的水饱和有机混合物（约含有苯：1.4%(W)、甲苯：2.8%(W)、EB：25.5%(W)、苯乙烯：69.2%(W)以及一些高沸物） 被送入EB/SM分离塔。从分离塔出来的塔顶产品流（含有苯、甲苯、几乎占进料中全部的EB以及约0.25%(W)的苯乙烯）被送入EB回收塔。含有 0.05%(W)甲苯的EB回收塔塔底产品循环至脱氢反应系统；EB回收塔塔顶产品，即苯-甲苯混合物以及不足0.1%(W)EB被送入苯/甲苯分离塔， 苯/甲苯分离塔将其分离为含约0.1%(W)甲苯的塔顶产品和含约0.1%(W)苯的塔底甲苯产品。
从EB/SM 分离器出来的塔底液物料流，含有塔进料中的几乎所有苯乙烯，沸点高于SM的复合物，NSI聚合阻聚剂（另外送入分离塔），少量EB和分离塔中生成的苯乙烯 聚合物被送入SM塔。SM塔顶产品为99.7%(W)纯度（最低）的苯乙烯产品；回流中加入TBC，以抑制塔中的聚合反应。
含有约50% (W)挥发物（（SM+AMS）和焦油（低粘度））的SM塔底液被送至薄膜蒸发器。蒸发器蒸发挥发物并将其送回到SM塔底。蒸发器部分塔底液（塔底总量的 2/3）被泵送至EB/SM分离塔进行NSI循环。含有约5.4%(W)残存苯乙烯的净塔底液送至贮罐，作为燃料使用。
为把苯乙烯聚合物生成降低到最低限度，EB/SM分离塔、SM塔和薄膜蒸发器都减压运行，这样可以降低工作温度。
A、乙苯/苯乙烯分离塔（T101）
EB/SM 分离塔是一台筛板塔塔，在真空下（塔顶绝压为180～200mmHg）运行操作。其目的是分离乙苯与苯乙烯。生产出一种塔釜产品，它含有苯乙烯、α-甲基 苯乙烯、聚合物、高沸物以及少量可精制成合格苯乙烯的EB；同时，塔顶产出产品，它含有基本上全部的EB、苯和甲苯并带有约1.0%(W)苯乙烯。该塔的 第二个目的是在分离时最大程度地减少苯乙烯转换成聚合物的损失。有机混合物进料从有机混合物/水分离器由泵送至EB/SM分离塔。进料
#
在49塔 板上进入该塔，NSI溶液随进料进入该塔，来自薄膜蒸发器底部的循环NSI溶液在SM/柏油混合器的上游加入至EB/SM分离塔进料。为取得理想的分离效 果，EB/SM分离塔在高回流比下操作，设计回流比为10.0～12。通往再沸器的蒸汽流量根据使塔产生理想的回流比来确定。该塔再沸器所需的热能由 350kPa的压力的蒸汽所提供。在生产中保持理想的苯乙烯纯度的关键是正确操作EB/SM分离塔，作为苯乙烯里的主要杂质，EB一旦离开分离塔塔底后总 是进入SM分离塔塔顶，在苯乙烯塔里的实际分离是在苯乙烯和α-甲基苯乙烯之间进行，进行分离的关键是要有足够的蒸汽流入再沸器。
B、SM精馏塔（T301）
SM 精馏塔是一座在真空下（塔顶绝压为30～50mmHg）进行操作的有36层塔板的塔。其目的是将来自EB/SM分离塔的塔釜液中的进料进行分离，以便从塔 顶产出99.7%(W) 以上的苯乙烯产品物流。该塔的第二个目的是将该塔釜液经薄膜蒸发器汽提后，可生产出苯乙烯焦油，其中，苯乙烯和α-甲基苯乙烯含量相加不超过16% (W)。在SM分离塔的进料中含有98%(W)的苯乙烯、一些高沸点化合物（聚合物、α-甲基苯乙烯及其他物料）、一些低沸点物料（EB）以及NSI阻聚 剂。TBC（叔丁基邻苯二酚）在苯乙烯单体里以2%(W)溶液的形式被注入回流管线以抑制塔内苯乙烯的聚合，设计回流比为0.8～1.0。SM分离塔所需 的热量由350kPa压力等级的蒸汽所提供的。
C、甲苯/乙苯回收塔（T201）
EB 回收塔是一座有40层塔板的带压塔。其目的是分离从EB/SM分离塔的塔顶来料，在设计回流比为8.0～10的操作下，进入第28层塔板，获得塔顶产物： 苯/甲苯物流，塔底产物：大约含0.05%(W)的甲苯以及大约含0.3%(W)苯乙烯的EB物流，塔釜液循环至脱氢反应系统。该塔再沸器所需的热能由 1100kPa蒸汽所提供。
D、苯/甲苯分离塔（T401）
苯/ 甲苯分离塔是带压操作的4床层填料塔。EB回收塔的塔顶物流送入该塔，在设计回流比为2.0～3.0的操作下，分离出约含0.35%(W)的甲苯的苯塔顶 产品和约含0.1%(W)的苯的甲苯塔釜产品。本塔使用的填料是碳钢鲍尔环。为避免液体分布的不均匀，该塔使用4个独立的填料床层，在每层顶部装有一台液 体分布器。该塔再沸器所需的热能由1100kPa蒸汽所提供。苯/甲苯分离塔的关键部位是位于第三填料床层下的温度控制，每单位床层高度的温度变化率在此 达到最大限度。该温度可以通过重新设定进入再沸器的蒸汽流量控制来进行调整。回流比可以通过产品规格的需要来控制。
8、工艺设计物性参数
表3
项目
单位
苯
甲 苯
乙 苯 867 178.2 409.3 617.1 3.607 374 0.263 0.301 —— 16.0195 3279.47 -59.95 29.79 —— —— —— 35.56 32.21 ——
苯 乙 烯 906 242.6 418.3 647 3.992 —— —— 0.257 —— 16.0193 3328.57 -63.72 103.9 -4395 —— —— 36.44 51.10 0.72
液体密度（293K时） kg/m
正常熔点Tm K 正常沸点Tb K 临界温度Tc K 临界压力Pc MPa 临界体积Vc M3/mol 临界压缩因子Zc —— 偏心因子ω ——
J/mol．K 恒压热容Cp
A
Antoine蒸汽压方程
系数 生成热 △Η° 燃烧热△Η° 熔化热△Η° 25℃时汽化热△Η° 沸点时汽化热△Η° 标准生成自由焓△
Ｇ° 20℃时粘度
B C kJ/mol kJ/mol kJ/mol kJ/mol kJ/mol kJ/mol MPa．s kcal/（m．h．℃） 10-×1/℃ 10-3N/m
879 867 278.7 177.3 353.3 383.8 562.1 591.7 4.894 4.114 259 316 0.271 0.264 0.212 0.257 216.3 158.6 15.900
16.0137
8 2788.5
3096.52
1
-52.36 -53.67 82.9 50.00 -3268 -3910 9.832 6.611 33.85 37.99 30.75 33.47 30.99 0.737
29.16 0.675
20℃时导热系数 时体积膨胀系数
表面张力
三、物料及热量衡算
0.127 12.4 28.6
0.119 10.9 27.9
—— —— ——
—— —— ——
1、计算依据
乙苯脱氢制苯乙烯装置包括脱氢和精馏两个单元，是具有循环物流的复杂化
工过程，其流程框图如附图1。
乙苯脱氢反应在装有铁系催化剂的列管反应器中进行，反应方程式为： 主反应 C6H5C2H5 C6H5CHCH2 + H2 (a) 副反应 C6H5C2H5 C6H6 +CH2CH2 (b) C6H5C2H5 + H2 C6H5CH3 + CH4 (c) 水蒸汽作稀释剂，水蒸汽和乙苯质量比为2.6：1反应压力为150000Pa（绝），反应温度为580℃，反应器进口温度630℃,乙苯总转化率为55%，各反应选择性分别为：(a)90%、(b)3%、(c)7%、 为简化计算，假定：
(1) 反应 混合原料组成：乙苯： 99%( W% )，甲苯：0.8%，苯：0.2%，混合原料中不含其它二甲苯。
(2) 水蒸汽为惰性组分，不发生水蒸汽转化反应，并且无结焦反应。
(3) 冷凝液经油水分离器分离成水和有机混合物，水中夹带芳烃量为500mg/L，夹带芳烃组成同有机混合物相同。有机混合物中水量很少可忽略。
(4) 阻聚剂加入量为有机混合物量的0.03(W%)。 (5) 精馏塔塔顶苯乙烯回收率大于95%。精馏塔真空操作，塔顶压力<50mmHg。 (6) 乙苯－苯乙烯塔真空操作，塔顶压力<200mmHg。塔顶苯乙烯含量<0.25%，塔釜乙苯<0.3%。
(7) 苯－甲苯塔塔顶压力<160mmHg，塔顶甲苯<0.5%，塔釜苯<0.2%。 (8) 乙苯回收塔，塔顶乙苯<0.1%，塔釜甲苯<0.4%。 2、物料衡算
A、假设以10000kg/h原料进料为基准，则反应器进料G2 甲苯 10000*0.8%=80kg/h ， 80/92=0.87kmol/h； 乙苯 10000*99%=9900kg/h ， 9900/106=93.396kmol/h； 苯 10000*0.2%=20kg/h ， 20/78=0.256kmol/h； B、进反应器的蒸汽量 G1
9900*2.6=25740kg/h （苯乙烯与水蒸气的比值关系）
25740/18=1430kmol/h
C、反应器的出料 一段反应器的出料G3
据化学反应式（a）C8H10---C8H8+H2 乙苯总转化率55％，选择性 90％；
(1)生成的苯乙烯： 93.396*90%*（1-4.66%）*55%=44.077kmol/h (2) 生成的H2量： 44.077 kmol/h 副反应：
据化学反应式(b) C8H10---C6H6+C2H4 选择性 3%
(1) 生成的苯： 93.396*55%*3%*（1-4.66%）=1.469kmol/h (2) 生成的乙烯： 1.469 kmol/h
（3）出料中的苯量： 1.469+0.256=1.725kmol/h （0.256代表苯开始时的进料量）
据化学反应式(c) C8H10+H2---C7H8+CH4 选择性 7%
(1) 消耗H2量 93.396*55%*7%*（1-4.66%）=3.428kmol/h (2) 生成的甲苯量 3.428 kmol/h