这种方法的优点是可以联产环氧丙烷，但苯乙烯的生产规模受到环氧丙烷需求量的限制，而且投资费用也比较高。
由于乙苯脱氢受平衡的限制，需要高温，并需要采用大量的水蒸气，使生产成本增大。
采用这种乙苯氧化脱氢法，就可以不受平衡的限制。
因此生产苯乙烯的方法确定为乙苯氧化脱氢法[6]
2C6H5-C2H5+O2→2C6H5-CH=CH2+2H2O
2．乙苯脱氢生产苯乙烯的原理[7]
主反应：
117.8KJ/mol
副反应：
-31.5KJ/mol
-54.4KJ/mol
在水蒸气存在的条件下，还可能发生下列反应：
此外还有芳烃缩合及苯乙烯聚合生成焦油和焦等。
这些连串副反应的发生不仅使反应选择性下降，而且极易使催化剂表面结焦进而活性下降。
3．影响本反应的因素
<1）温度的影响
乙苯脱氢反应为吸热反应，
，从平衡常数与温度的关系式
可知，提高温度可增大平衡常数，从而提高脱氢反应的平衡转化率。
但是温度过高副反应增加，使苯乙烯选择性下降，能耗增大，设备材质要求增加，故应控制适宜的反应温度。
反应温度为：
540~600℃。
<2）压力的影响
乙苯脱氢为体积增加的反应，从平衡常数与压力的关系式
可知，当时
，降低总压P总可使Kn增大，从而增加了反应的平衡转化率，故降低压力有利于平衡向脱氢方向移动。
本实验加水蒸气的目的使降低乙苯的分压，以提高平衡转化率。
较适宜的水蒸气用量为：
水：
乙苯=1.5：
1<体积比）或8：
1<摩尔比）。
<3）空速的影响
乙苯脱氢反应系统中有平衡副反应和连串副反应，随着接触时间的增加，副反应也增加，苯乙烯的选择性可能下降，适宜的空速与催化剂的活性及反应温度有关，乙苯的液空速以0.6/h为宜。
<4）催化剂
本实验采用氧化铁系催化剂。
其组成为：
Fe2O3－CuO－K2O－Cr2O3－CeO2。
三、工艺流程和工艺参数的确定
<一）工艺流程的确定
乙苯脱氢部分的工艺流程如图。
1．工艺流程图[8]
图1乙苯脱氢部分工艺流程图
1—列管式反应器；2—工艺冷凝汽提塔；3—乙苯-苯乙烯分离罐；4—甲苯-乙苯分离罐；
5—苯乙烯精留。
6,7,8,9—换热器；12，13，15—冷凝器；14—压缩机；10—泵；
11—残油汽提塔；
<二）工艺流程简述
含有乙苯、甲苯、苯的混合液经水蒸汽，由泵进入列管式反应器进行反应，主要发生乙苯脱氢生成苯乙烯，口的物料经过冷凝,混合气体进入分离器中，于废水带走一部分芳烃量，而加入2.6-二硝基对甲酚（C7H6N2O5>作为阻聚剂,起到阻止或延绶不饱和的作用。
进入到乙苯-苯乙烯塔中,乙苯作为轻组分，苯乙烯作为重组分，使其分离，依次进行乙苯，甲苯的回收，最后对苯乙烯进行精留。
而对苯、甲苯的回收时，只对生成的进行回收，对于开始加入的那些，继续进行使作，起来循环生产。
1．乙苯脱氢
乙苯在水蒸气存在下催化脱氢生成苯乙烯，是在段间带有蒸汽再热器的两个串联的绝热径向反应器内进行，反应所需热量由来自蒸汽过热炉的过热蒸汽提供。
在蒸汽过热炉中，水蒸气在对流段内预热，然后在辐射段的A组管内过热到880℃。
此过热蒸汽首先与反应混合物换热，将反应混合物加热到反应温度。
然后再去蒸汽过热炉辐射段的B管，被加热到650℃后进入一段脱氢反应器。
过热的水蒸气与被加热的乙苯在一段反应器的入口处混合，由中心管沿径向进入催化剂床层。
混合物经反应器段间再热器被加热到500℃，然后进入二段脱氢反应器。
反应器流出物经废热锅炉换热被冷却回收热量，同时分别产生3.14MPa和0.039MPa蒸汽。
反应产物经冷凝冷却降温后，送入分离器，不凝气体<主要是氢气和二氧化碳）经压缩去残油洗涤塔,用残油进行洗涤，并在残油汽提塔中用蒸汽汽提，进一步回收苯乙烯等产物。
洗涤后的尾气经变压吸附提取氢气，可作为氢源或燃料。
反应器流出物的冷凝液进入液相分离器为烃相和水相。
烃相即脱氢混合液<粗苯乙烯）送至分离精馏部分，水相送工艺冷凝汽提塔，将微量有机物除去，分离出的水循环使用。
2．苯乙烯的分离与精制
本流程的特点主要是采用了带有蒸汽再热器的两段径向流动绝热反应器，在减压下操作，单程转化率和选择性都很高；流程设有尾气处理系统，用残油洗涤尾气以回收芳烃，可保证尾气中不含芳烃；残油和焦油的处理采用了薄膜蒸发器，使苯乙烯回收率大大提高。
在节能方面采取了一些有效措施，例如进入反应器的原料<乙苯和水蒸气的混合物）先与乙苯-苯乙烯分馏塔顶冷凝液换热，这样既回收了塔顶物料的冷凝潜热，又节省了冷却水用量。
3．关键设备[9]
蒸汽过热炉；脱氢绝热径向反应器；分离罐；废热锅炉；液相分离器；冷凝器；压缩机；泵；残油汽提塔；残油洗涤塔；工艺冷凝汽提塔；乙苯—苯乙烯分馏塔；乙苯回收塔；苯—甲苯分离塔；苯乙烯塔；薄膜蒸发器；离罐；排放泵。
4．工艺参数的确定[10]
年工作日：
300天，每天24小时，乙苯总转化率为55%；
配料比：
烃：
水蒸汽=1：
2.6<质量比）；
压力P：
床层平均操作压力1.5×105Pa。
5．反应简图
混合物
图2反应简图
6．废气、废渣的处理
图3废气、废渣处理
产生的甲烷，氢气通过硫酸吸收掉水，进入贮存罐里，最后做成合成气：
而对于产生的焦油，则通过复杂的加氢；对于其它物质，则进行合量的回收。
四、主要设备的物料衡算
<一）物料衡算
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。
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：
117.8KJ/mol
副反应：
-31.5KJ/mol
-54.4KJ/mol
在水蒸气存在的条件下，还可能发生下列反应：
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%，苯乙烯、苯、甲苯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%。
⑥乙苯回收塔，塔顶乙苯＜0.1%，塔釜甲苯＜0.4%。
⑦苯－甲苯塔塔顶压力＜160mmHg，塔顶甲苯＜0.5%，塔釜苯＜0.2%。
⑧精馏塔塔顶苯乙烯回收率大于95%，乙苯塔顶＜0.3%，苯乙烯塔底＜0.25.精馏塔真空操作，塔顶压力＜50mmHg。
2．计算总式[11]
总物料恒算：
F=D+W
易挥发组分的物料恒算：
FXF=DXD+WXW
F—原料液量KJ/mol
D—塔顶馏出液量KJ/mol
W—塔釜残液量KJ/mol
XF—原料液中易挥发组分的摩尔分数
XD—馏出液中易挥发组分的摩尔分数
XW—残液中易挥发组分的摩尔分数
3．物料衡算
表1反应器进料<假设以20000kg/h原料进料为基准）
甲苯
20000×0.8%=160kg/h
160÷92=1.74kmol/h
乙苯
20000×99%=19800kg/h
19800÷106=187.792kmol/h
苯乙烯
20000×0.2%=40kg/h
40÷78=0.512kmol/h
进反应器的蒸汽量：
19800×2.6=51480kg/h
51480÷18=2860kmol/h
反应器的出料：
一段反应器的出料：
据化学反应式
乙苯总转化率55％，选择性90％；
①生成的苯乙烯：
186.792×90%×55%=92.46kmol/h
②生成的H2量：
92.46kmol/h
副反应：
据化学反应式
选择性3%
①生成的苯：
186.792×55%×3%=3.08kmol/h
②生成的乙烯：
3.08kmol/h
③出料中的苯量：
3.08+0.51=3.59kmol/h
据化学反应式
选择性[12]7%
①消耗H2量：
186.792×55%×7%=7.19kmol/h
②生成的甲苯量：
7.19kmol/h
③生成的甲烷量：
7.19kmol/h
表2反应器出口的物料组成
乙苯186.792×（1-55%>=84.05kmol/h
苯乙烯92.46kmol/h
甲苯7.19+1.74=8.93kmol/h
苯3.08+0.51=3.59kmol/h
乙稀3.08kmol/h
甲烷7.19kmol/h
氢气92.46–7.19=85.72kmol/h
表3反应器出口的有机混合物质量组成
乙苯 84.05×106=8909.3Kg/h 45.39W%
苯乙烯 92.46×104=9615.84Kg/h 48.99W%
甲苯 8.93×92=821.56Kg/h 4.19W%
苯 3.59×78=280.02Kg/h 1.43W%
合计 19626.72Kg/h 100.00
表4冷凝器顶物料
氢气 85.27kmol/h
甲烷 8.93kmol/h
乙稀 3.08kmol/h
表5冷凝器底物料
乙苯 84.05kmol/h
苯乙烯 92.46kmol/h
甲苯 8.93kmol/h
苯 3.59kmol/h
水 2860kmol/h
分离器底的废水组成：
因废水中夹带的芳烃量为500mg／kg，芳烃组成同有机混合物废水中夹带的芳烃量51480×0.0005=25.74kg/h。
表6废水中损失的芳烃量
Kg/h kmol/h
乙苯 25.74×0.4539=11.68kg/h 0.11
苯乙烯 25.74×0.4899=12.61kg/h 0.12
甲苯 25.74×0.0419=1.08kg/h 0.01
苯 25.74×0.0143=0.36kg/h 0.0047
表7分离器顶的有机混合物组成
乙苯 80.05-0.11=79.94kmol/h
苯乙烯 92.46-0.12=92.34kmol/h
甲苯 8.93-0.01=8.92kmol/h
苯 3.59-0.004=3.586kmol/h
阻聚剂加入量（2.6-二硝基对甲酚，C7H6N2O5>，因为阻聚剂加入量为有机混合物的0.03W%。
阻聚剂加入量：
19626.72×0.03%=5.89kmol/h
即5.89÷198=0.032kmol/h
表8乙苯－苯乙烯塔的进料[13]
乙苯 79.94kmol/h
苯乙烯 92.34kmol/h
甲苯 8.92kmol/h
苯 3.856kmol/h
阻聚剂 0.029ol/h
进料量 ：
F1＝79.94+92.34+8.92+3.586+0.032=184.82kmol/h
表9进料组成
进料组成 mol%
乙苯 79.94÷184.82=0.43
苯乙烯 92.34÷184.82=0.49
甲苯 8.92÷184.82=0.048
苯 3.58÷184.82=0.019
阻聚剂 0.032÷184.82=0.00017
乙苯－苯乙烯塔底（选轻关键组份为乙苯，重关键组份为苯乙烯>
乙苯－苯乙烯塔顶的物料：
D1=79.94×<1-0.003）+92.34×0.0025+8.92+3.586=92.44kmol/h
X苯=3.586÷92.44=0.038
X乙苯=79.94×<1-0.003）÷92.44=0.086
X苯乙烯=93.34×0.0025÷92.44=0.0025
X甲苯=8.92÷92.44=0.096
乙苯－苯乙烯塔底的物料：
W1=F1—D1=184.82-92.44=92.38kmol/h
X苯=79.94×0.003÷92.38=0.0026
X苯乙烯=92.34×<1-0.0025）÷92.38=0.997
甲苯/乙苯塔（选轻关键组份为甲苯，重关键组份为乙苯>
进料量F2＝D1＝92.03kmol/h
乙苯回收塔塔顶的物料：
D2=3.586+8.92×<1-0.4%）+79.94×0.003=12.71
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