硝基苯氣相加氫製備苯胺的裝置及方法
2023-12-01 11:32:46 2
專利名稱：硝基苯氣相加氫製備苯胺的裝置及方法
技術領域：
本發明涉及一種由硝基苯氣相加氫製備苯胺的設備及工藝方法，屬於化工工藝過程及設備技術領域。
背景技術：
苯胺是一類非常重要的化工產品。隨著聚氨酯在建築業、汽車、電器及包裝材料等領域的廣泛應用，聚氨酯的主要原料甲基二異氰酸酯(簡稱MDI，由苯胺製備而得)的產量迅速提高，導致苯胺消費量的大幅度增加。目前苯胺主要用於MDI和橡膠助劑的生產，還可用於農藥、有機顏料和醫藥領域等，世界的年需求量約在300萬噸左右。
目前工業化生產苯胺的方法有三種，即硝基苯氣相加氫法，苯酚氨化法及鐵粉還原法。其中鐵粉還原法由於生成苯胺的質量較差，而逐漸被淘汰。苯酚氨化法則強烈依賴於苯酚的來源。而大多數廠家均採用硝基苯氣相加氫法製備苯胺。其基本原理是將硝基苯和氫氣加熱到200℃左右，通入流化床反應器，在金屬負載型催化劑的作用下，在220-320℃時生成苯胺。
該過程的關鍵是要求硝基苯要儘可能被轉化，這樣苯胺的純度才能提高，後序的精製工序減少。欲達到直接用於MDI製備的要求，苯胺產品中硝基苯的含量不能超過1PPm。而現在大部分企業採用的反應器是單級流化床，即流化床中只存在一個催化劑密相區。在流化床中大量的氣體以氣泡的形式存在，其上升速率非常快。由於氣泡與催化劑的接觸效率不高，從而不可避免發造成部分氣體短路。同時由於流化床中固體的劇烈混合，部分氣體被固體吸附(或攜帶)，而存在著非常嚴重的返混。這兩個因素都使得流化床中硝基苯的轉化率較低，並且已經生成的苯胺還有二次反應的可能性，導致產品中硝基苯含量較高或硝基苯生成苯胺的選擇性不高。
目前國內的技術主要採用在反應器中設置內構件的方法來破碎氣泡，並在一定程度上抑制氣體返混。可使硝基苯的轉化率達到99.6％-99.7％，此時硝基苯的含量約為幾百PPm，不能滿足MDI級苯胺的純度要求。並且由於構件的形式比較複雜，且要求的構件數量較多，與換熱管一起安裝在反應器中時，使得反應器的空隙較小，對於裝置的檢修等工作非常不利，不利用安全生產且設備投資過大。而國外的技術主要採用在流化床後面接一個固定床反應器的方法，來進一步降低硝基苯的含量。苯胺產品幾乎不含硝基苯。但是由於在固定床中的催化劑顆粒較大，與換熱管的接觸效率不高，反應生成的熱量不易移出，常造成催化劑燒結失活。通入大量的氫氣來攜帶反應熱，可在一定程度上解決此問題。但使硝基苯的分壓大幅度降低，生產效率低，設備體積較大。並且固定床的床層壓降較大，需要氫氣壓縮機具有很高的壓頭，造成操作成本升高。該工藝基本上不適於常壓操作。
並且目前所有採用的流化床反應器中，一個換熱器存在於整個催化劑密相區中，反應溫度調節不靈活。當溫度過低時，整個催化劑密相區硝基苯的轉化不徹底。溫度過高(超過310℃)時，氣體分布器區硝基苯的轉化速率過快，反應熱不宜迅速移出，從而導致局部溫度過高，使催化劑燒結失活，或催化劑與反應物一起結焦，堵塞分布器的氣孔，導致氣體分布不均勻，整個反應器中的流化效果變差，不利於硝基苯的轉化，並造成操作隱患。同時分布器區溫度過高時，會引起硝基苯與苯胺的進一步反應，生成分子量較大的副產物。或者苯胺被加一步加氫，生成環己胺，甚至開環變為烷基胺。這些因素都使得提高硝基苯的轉化率與提高硝基苯生成苯胺的選擇性這兩個目標不易同時滿足。目前硝基苯的轉化率達到99.6％-99.7％，硝基苯生成苯胺的選擇性約在99.0-99.6％(汪智國，「硝基苯在湍動流化床加氫製取苯胺」，化學反應工程與工藝，2001；17(3)278)。
發明內容
本發明的目的是針對現有技術所製備苯胺時硝基苯轉化率較低的不足，提供一種採用兩段流化床反應器的硝基苯氣相加氫製備苯胺的裝置及工藝方法，在一個反應器中達到高效轉化硝基苯的目的。具有反應器操作彈性大，硝基苯轉化率高，生成苯胺的選擇性高，催化劑用量少，催化劑壽命長，投資少，能耗低等優點。
本發明的技術方案如下硝基苯氣相加氫製備苯胺的裝置，其特徵在於該裝置包括(a)一個流化床反應器；(b)一個設置在所述反應器底部的反應原料氣體入口以及設置在該入口上部的第一氣體分布器；(c)一個設置在所述反應器軸向高度中部的第二氣體分布器，所述第二氣體分布器將所述反應器分為兩段，下段為第一催化劑密相區，上段為第二催化劑密相區；(d)兩個分別設置在反應器內兩個催化劑密相區中的換熱器；(e)一個設置在所述反應器外部或內部的催化劑溢流裝置，所述溢流裝置分別與上下兩個催化劑密相區相連；(f)一個設置在外置溢流裝置頂部或反應器第二催化劑密相區上方的催化劑入口和一個設置在所述反應器底部的失活催化劑出口；(g)一個氣固分離裝置，包括設置在反應器上端的擴大段和固定在擴大段中的旋風分離器；在反應器擴大段的頂部設有反應氣體出口；旋風分離器的料腿分別與兩個催化劑密相區相連。
本發明所述第一氣體分布器板為多孔板式分布器、浮閥式分布器或管式分布器。
本發明所述的第二氣體分布器為多孔板式分布器或浮閥式分布器。
為了保證第一催化劑密相區可有較多的催化劑存在，且有設置換熱器的空間，本發明強調第一氣體分布器與第二氣體分布器間的安裝距離為反應器直徑的1.5～10倍，優選4～8倍。
為了防止第二催化劑密相區的催化劑過多或過少，造成不穩定操作或轉化率降低。本發明所述溢流裝置入口設在反應器的第二分布器的上方，距第二分布器的距離為反應器直徑的0.2～3倍。
所述的外置溢流裝置包括一個設置在其上部的防止固體倒竄的擴大室。
為了防止固體顆粒從溢流裝置返回第一催化劑密相區的同時，造成氣體從溢流裝置中短路，而導致硝基苯轉化率降低。本發明所述溢流裝置出口設在反應器的第一分布器的上方，距第一分布器的距離為反應器直徑的0.05～0.70倍。使第一催化劑密相區直接充當料封作用。
所述的內置溢流裝置的底部設有一個防止氣體倒竄的倒錐體結構或翼閥結構。此結構可造成局部氣體繞流，避免上升的氣體直接與下落的固體相撞而影響溢流裝置的操作。
本發明提供了一種利用上述裝置製備苯胺的方法，其特徵在於該方法包括如下步驟1)將平均粒徑為45～300微米的金屬負載型催化劑從催化劑入口裝入反應器；2)向換熱器中通入加熱介質，或將熱的惰性氣體通入反應器，當反應器中溫度達到200～300℃後通入氫氣，向換熱器中通入冷卻介質控制溫度在300～600℃的範圍內還原催化劑，催化劑還原完全後將反應器逐漸冷卻至230～300℃；3)經第一氣體分布器向反應器中通入氫氣和硝基苯的汽化物；控制氫氣與硝基苯的摩爾比為7∶1～20∶1，反應器內的重量空速為0.1～0.5克硝基苯/克催化劑/小時(以下省略為小時-1)，反應器的絕對壓力為0.1～1.0MPa；同時向設置在兩個催化劑密相區內的換熱器中分別通入冷卻水，控制第一催化劑密相區的溫度和第二催化劑密相區的溫度在230～300℃之間；4)控制氫氣與硝基苯的總進料流量，使反應器中的實際氣速達到0.1～0.9m/s；反應氣體經過兩個催化劑密相區後，轉化為苯胺，反應產物經過反應器擴大段和旋風分離器排出。
當催化劑失活後，在反應器底部的出口進行回收，進行再生，同時從催化劑入口連續補加催化劑，保證過程連續運行。
本發明提供的硝基苯氣相加氫製備苯胺的方法，其反應器是在流化床軸向高度的中部設置第二氣體分布器，從而在軸向將反應器分成的上下兩段的流化床反應器。該反應器軸向高度上存在二個催化劑密相區，由於限制了第一催化劑密相區與第二催化劑密相區間的氣體的軸向返混，使氣體的流動更接近於平推流形式，對提高硝基苯的轉化率有較好的效果，同時設置在不同催化劑密相區的換熱器，可控制不同催化劑密相區採用不同的反應溫度進行操作。並且本發明與現有技術相比，具有以下優點及有益效果(1)一個反應器中實現了相當於兩個全混流型式反應器操作的情況，與一個全混流型式的流化床反應器相比，在催化劑總體裝置量不變的情況下，處理能力大，可實現硝基苯的深化轉化。
(2)當達到一個全混流型式的流化床反應器的操作效果時，使用本發明的反應器和工藝可以大大降低催化劑的用量，約節省催化劑20-30％，投資費用少。並且由於催化劑床層的整體壓降減小，減小了進氣壓縮機的負荷，增加了操作的安全性。
(3)在兩個催化劑密相區設置獨立的換熱器，可允許兩個催化劑密相區以不同的溫度進行操作。控制第一催化劑密相區的溫度較低時，使第一氣體分布器區的硝基苯的轉化速率降低，可有效避免局部溫度過高，避免催化劑燒結失活和減少其它副反應。而未轉化的硝基苯可在第二催化劑密相區(溫度略高或與第一密相區相同)進行繼續轉化。該方法不僅使硝基苯的轉化率接近100％，並且使硝基苯生成苯胺的選擇性大於99.7％。所生成的苯胺粗品只需要簡單蒸餾後，即可滿足用做MDI級苯胺的要求，減少了後序分離步驟和降低了分離成本。
(4)同時當兩個催化劑密相區中的換熱器的溫度不同時，可副產不同等級的蒸汽，增加了蒸汽用途和靈活性。
(5)可採用較小的氫與硝基苯摩爾比進行操作，降低了氫的循環量，減小了氫氣壓縮機的負荷，節省了操作成本。
圖1為本發明提供的硝基苯氣相加氫製備苯胺裝置的結構示意圖。
圖2為本發明提供的硝基苯氣相加氫製備苯胺裝置的結構示意圖。
圖3為本發明提供的硝基苯氣相加氫製備苯胺裝置的結構示意4為本發明提供的硝基苯氣相加氫製備苯胺裝置的結構示意圖。
圖中1.反應原料氣體入口；2.失活催化劑出口；3.溢流裝置出口；4.催化劑入口；5.溢流裝置入口；6.氣體及催化劑進入旋風分離器的入口；7.反應氣體出口；8.冷卻水進入設在第一催化劑密相區的換熱器的入口；9.水汽混合物流出設在第一催化劑密相區的換熱器的出口；10.冷卻水進入設在第二催化劑密相區的換熱器的入口；11.水汽混合物流出設在第二催化劑密相區的換熱器的出口；12.第一氣體分布器；13.設在第一催化劑密相區的換熱器；14.第一催化劑密相區；15.旋風分離器的料腿；16.第二氣體分布器；17.設在第二催化劑密相區的換熱器；18.第二催化劑密相區；19.反應器擴大段；20.旋風分離器；21.催化劑的溢流裝置；22.內溢流裝置下端的倒錐體結構。
具體實施例方式
下面結合附圖1至4對本發明所提供的裝置進一步加以說明。
基苯氣相加氫製備苯胺的裝置包括(a)一個流化床反應器；(b)一個設置在所述反應器底部的反應原料氣體入口1以及設置在該入口上部的第一氣體分布器12；圖1中第一氣體分布器為多孔板式分布器，圖2、圖3中第一氣體分布器為管式分布器，圖4中第一氣體分布器為浮閥式分布器。
(c)一個設置在所述反應器軸向高度中部的第二氣體分布器16，所述第二氣體分布器將所述反應器分為兩段，下段為第一催化劑密相區14，上段為第二催化劑密相區18；圖1、圖2和圖4中第二氣體分布器為多孔板式分布器，圖3中第二氣體分布器為浮閥式分布器。第一氣體分布器12與第二氣體分布器16間的安裝距離為反應器直徑的1.5～10倍。
(d)兩個分別設置在反應器內兩個催化劑密相區中的換熱器13和17；(e)一個設置在所述反應器外部或內部的催化劑溢流裝置21，溢流裝置分別與上下兩個催化劑密相區相連。溢流裝置入口5設在反應器的第二分布器的上方，距第二分布器的距離為反應器直徑的0.2～3倍，溢流裝置出口3設在反應器的第一分布器的上方，距第一分布器的距離為反應器直徑的0.05～0.70倍。圖1、圖2和圖3所示的催化劑溢流裝置為外置溢流裝置，外置溢流裝置包括一個設置在其上部防止固體倒竄的擴大室。圖4所示的催化劑溢流裝置為內置溢流裝置，其底部設有一個防止氣體倒竄的倒錐體結構或翼閥結構。
(f)一個設置在外置溢流裝置頂部或反應器第二催化劑密相區上方的催化劑入口4和一個設置在所述反應器底部的失活催化劑出口2；(g)一個氣固分離裝置，包括設置在反應器上端的擴大段19和固定在擴大段中的旋風分離器20；在反應器擴大段的頂部設有反應氣體出口7；旋風分離器的料腿分別與兩個催化劑密相區相連。
本發明所述的製備苯胺的工藝方法具體如下將平均粒徑為45～300微米的金屬負載型催化劑從催化劑入口4進入反應器。為了使催化劑能全部進入反應器，加催化劑時在反應器底部氣體原料入口1經氣體分布器12通入氮氣或空氣。在氣流量較小的氮氣或空氣的鬆動下，催化劑顆粒從催化劑進口4進入反應器，主要停留在第一催化劑密相區14。將催化劑裝入反應器中後，通惰性氣體將反應器中的氣體置換為無氧狀態。在此期間逐漸升溫至200-300℃，然後切入氫氣進行催化劑還原。還原時反應器中的氣速控制在0.05-0.6m/s之間，保證催化劑處於流化狀態，避免催化劑局部堆結過密，導致催化劑燒結失活。同時經入口8向換熱器13中通入冷卻水，冷卻水經過換熱器13後溫度升高，變為汽水混合物從出口9出換熱器13。這樣可控制反應器中的還原溫度在300-600℃之間。還原時間在3-40小時，優選8-28小時。還原結束後，增加換熱器13和17中的冷卻水的流量，使反應器降溫至230-300℃之間。
經反應原料氣體入口1與氣體分布器12向反應器中通入氫氣和硝基苯的汽化物，直至氫氣與硝基苯的摩爾比為7∶1-20∶1，優選為9∶1-15∶1。調節換熱器13和17中的冷卻水流量，使反應器中的溫度保持在230-300℃。控制反應器內的重量空速為0.1～0.5克硝基苯/克催化劑/小時，反應器的絕對壓力為0.1～1.0MPa。
控制氫氣與硝基苯的總進料流量，使反應器中的實際氣速達到0.1～0.9m/s。反應物經過第一催化劑密相區14和第二催化劑密相區18後被轉化為苯胺。反應產物進入反應器擴大段19，從旋風分離器入口6進入旋風分離器20，氫氣、苯胺、水和少量雜質從旋風分離器的出口7出反應器。
在此過程中，第一催化劑密相區14中的部分催化劑被氣流攜帶，穿過第二氣體分布器16進入第二催化劑密相區18。當第二催化劑密相區中的催化劑的量大於工藝許可值時，多餘的催化劑大部分會從溢流裝置進口5進入設置在兩個催化劑密相區間的溢流裝置21，再經溢流裝置出口3返回第一催化劑密相區14(當為內溢流裝置時，催化劑經溢流裝置出口3，繞過倒錐體結構22返回催化劑密相區14)。從而能夠有效保證整個反應器的穩定操作。在第二催化劑密相區的少部分催化劑繼續被氣流攜帶，進入反應器擴大段19，從旋風分離器入口6進入旋風分離器20經料腿15返回催化劑密相區。
當催化劑完全失活後，可以通過催化劑失活口2從反應器底部卸出。催化劑可以從催化劑入口4在適當的時期進行補加。
實施例1在如圖1所示的用於硝基苯氣相加氫製備苯胺的兩段流化床裝置中進行反應。進料為氫氣和硝基苯，摩爾比為20∶1；操作壓力(絕對壓力)為0.25MPa；第一催化劑密相區的溫度為240℃，第二催化劑密相區的溫度為270℃；重量空速為0.26小時-1，第一催化劑密相區中實際氣速為0.45m/s。硝基苯轉化率為99.9993％，選擇性為99.90％。
實施例2
在如圖1所示的用於硝基苯氣相加氫製備苯胺的兩段流化床裝置中進行反應。進料為氫氣和硝基苯，摩爾比為15∶1；操作壓力(絕對壓力)為0.4MPa；第一催化劑密相區的溫度為240℃，第二催化劑密相區的溫度為285℃；重量空速為0.4小時-1，第一催化劑密相區中實際氣速為0.45m/s。硝基苯轉化率為99.999％，選擇性為99.87％。
實施例3在如圖2所示的用於硝基苯氣相加氫製備苯胺的兩段流化床裝置中進行反應。進料為氫氣和硝基苯，摩爾比為20∶1；操作壓力(絕對壓力)為0.10MPa；第一催化劑密相區的溫度為300℃，第二催化劑密相區的溫度為240℃；重量空速為0.25小時-1，第一催化劑密相區中實際氣速為0.60m/s。硝基苯轉化率為99.999％，選擇性為99.81％。
實施例4在如圖3所示的用於硝基苯氣相加氫製備苯胺的兩段流化床裝置中進行反應。進料為氫氣和硝基苯，摩爾比為12∶1；操作壓力(絕對壓力)為0.75MPa；第一催化劑密相區的溫度為230℃，第二催化劑密相區的溫度為300℃；重量空速為0.20小時-1，第一催化劑密相區中實際氣速為0.10m/s。硝基苯轉化率為99.999％，選擇性為99.83％。
實施例5在如圖3所示的用於硝基苯氣相加氫製備苯胺的兩段流化床裝置中進行反應。進料為氫氣和硝基苯，摩爾比為10∶1；操作壓力(絕對壓力)為0.15MPa；第一催化劑密相區的溫度為275℃，第二催化劑密相區的溫度為230℃；重量空速為0.10小時-1，第一催化劑密相區中實際氣速為0.8m/s。硝基苯轉化率為99.997％，選擇性為99.91％。
實施例6在如圖4所示的用於硝基苯氣相加氫製備苯胺的兩段流化床裝置中進行反應。進料為氫氣和硝基苯，摩爾比為7∶1；操作壓力(絕對壓力)為1.0MPa；第一催化劑密相區的溫度為270℃，第二催化劑密相區的溫度為300℃；重量空速為0.5小時-1，第一催化劑密相區中實際氣速為0.4m/s。硝基苯轉化率為99.995％，選擇性為99.79％。
實施例7在如圖4所示的用於硝基苯氣相加氫製備苯胺的兩段流化床裝置中進行反應。進料為氫氣和硝基苯，摩爾比為9∶1；操作壓力(絕對壓力)為0.3MPa；第一催化劑密相區的溫度為280℃，第二催化劑密相區的溫度為250℃；重量空速為0.45小時-1，第一催化劑密相區中實際氣速為0.75m/s。硝基苯轉化率為99.994％，選擇性為99.88％。
實施例8在如圖4所示的用於硝基苯氣相加氫製備苯胺的兩段流化床裝置中進行反應。進料為氫氣和硝基苯，摩爾比為14∶1；操作壓力(絕對壓力)為0.1MPa；第一催化劑密相區的溫度為300℃，第二催化劑密相區的溫度為240℃；重量空速為0.3小時-1，第一催化劑密相區中實際氣速為0.90m/s。硝基苯轉化率為99.994％，選擇性為99.93％。
權利要求
1.硝基苯氣相加氫製備苯胺的裝置，其特徵在於該裝置包括(a)一個流化床反應器；(b)一個設置在所述反應器底部的反應原料氣體入口(1)以及設置在該入口上部的第一氣體分布器(12)；(c)一個設置在所述反應器軸向高度中部的第二氣體分布器(16)，所述第二氣體分布器將所述反應器分為兩段，下段為第一催化劑密相區(14)，上段為第二催化劑密相區(18)；(d)兩個分別設置在反應器內兩個催化劑密相區中的換熱器(13、17)；(e)一個設置在所述反應器外部或內部的催化劑溢流裝置(21)，所述溢流裝置分別與上下兩個催化劑密相區相連；(f)一個設置在外置溢流裝置頂部或反應器第二催化劑密相區上方的催化劑入口(4)和一個設置在所述反應器底部的失活催化劑出口(2)；(g)一個氣固分離裝置，包括設置在反應器上端的擴大段(19)和固定在擴大段中的旋風分離器(20)；在反應器擴大段的頂部設有反應氣體出口(7)；旋風分離器的料腿分別與兩個催化劑密相區相連。
2.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於所述的第一氣體分布器板為多孔板式分布器、浮閥式分布器或管式分布器。
3.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於所述的第二氣體分布器為多孔板式分布器或浮閥式分布器。
4.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於所述的第一氣體分布器與第二氣體分布器間的安裝距離為反應器直徑的1.5～10倍。
5.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於所述溢流裝置入口設在反應器的第二分布器的上方，距第二分布器的距離為反應器直徑的0.2～3倍，所述溢流裝置出口設在反應器的第一分布器的上方，距第一分布器的距離為反應器直徑的0.05～0.70倍。
6.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於所述的外置溢流裝置包括一個設置在其上部的防止固體倒竄的擴大室。
7.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於所述的內置溢流裝置的底部設有一個防止氣體倒竄的倒錐體結構或翼閥結構。
8.一種利用權利要求1所述裝置製備苯胺的方法，其特徵在於該方法包括如下步驟1)將平均粒徑為45～300微米的金屬負載型催化劑從催化劑入口裝入反應器；2)向換熱器中通入加熱介質，或將熱的惰性氣體通入反應器，當反應器中溫度達到200～300℃後通入氫氣，向換熱器中通入冷卻介質控制溫度在300～600℃的範圍內還原催化劑，催化劑還原完全後將反應器逐漸冷卻至230～300℃；3)經第一氣體分布器向反應器中通入氫氣和硝基苯的汽化物；控制氫氣與硝基苯的摩爾比為7∶1～20∶1，反應器內的重量空速為0.1～0.5克硝基苯/克催化劑/小時，反應器的絕對壓力為0.1～1.0MPa；同時向設置在兩個催化劑密相區內的換熱器中分別通入冷卻水，控制第一催化劑密相區的溫度和第二催化劑密相區的溫度在230～300℃之間；4)控制氫氣與硝基苯的總進料流量，使反應器中的實際氣速達到0.1～0.9m/s；反應氣體經過兩個催化劑密相區後，轉化為苯胺，反應產物經過反應器擴大段和旋風分離器排出。
9.根據權利要求8所述的方法，其特徵在於當催化劑失活後，在反應器底部的出口進行回收，進行再生，同時從催化劑入口連續補加催化劑，保證過程連續運行。
全文摘要
硝基苯氣相加氫製備苯胺的裝置及方法，屬於化工技術領域。本發明公開了一種裝置，主要包括流化床反應器，設置在反應器底部的反應原料氣體入口，設置在該入口上部的第一氣體分布器，設置在反應器軸向高度中部的將反應器分為兩個催化劑密相區的第二氣體分布器，設置在反應器內兩個催化劑密相區中的換熱器；設置在所述反應器外部或內部的分別與上下兩個催化劑密相區相連的催化劑溢流裝置，以及氣固分離裝置。本發明還公開了一種利用上述裝置製備苯胺的方法，主要包括控制氫氣與硝基苯的摩爾比，控制反應器兩個催化劑密相區的溫度等步驟。本發明具有反應器操作彈性大，硝基苯轉化率高、產生苯胺的選擇性高、產品純度高、催化劑用量少、能耗低等優點。
文檔編號C07C209/36GK1528737SQ20031010020
公開日2004年9月15日 申請日期2003年10月10日 優先權日2003年10月10日
發明者騫偉中, 魏飛, 金湧, 汪展文 申請人:清華大學