年产40万吨对二甲苯项目初步设计说明书

140初步设计说明书20181010日年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书目录第一章项目总论 8项目概览 8设计依据和原则 8设计依据 8设计原则 8原料及产品方案 10原料来源及规格 10燃料及公用工程消耗 11产品方案 11第二章总图运输 14设计原则 14厂址概况 15总平面布置 15设计原则及标准 15厂区总平面图 16厂区结构 16生产管理及生活服务设施 19本厂运输设计 19第三章工艺方案的选择 20工艺流程概述 20工艺选择 21主体工艺方案比较 21芳烃联合生产部分工艺对比 24工艺流程简述 31重整预分馏工段 31芳烃抽提工段简介 31甲苯歧化烷基转移工段简介 33二甲苯异构化工段简介 34深冷结晶工段简介 35工艺流程中的反应与反应机理 36甲苯歧化与烷基转移反应 36甲苯歧化反应机理 38二甲苯异构化反应 39催化剂的选择 41甲苯歧化与烷基转移催化剂 41二甲苯异构化催化剂 43第四章Aspen模拟流程 44重整油分馏工段 44芳烃抽提工段 474.4异构化工段 4.4异构化工段 582年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书深冷结晶工段 62模拟优化 64脱戊烷塔优化 64脱C9塔优化 66抽提塔优化 66水洗溶剂塔的优化 68提馏塔的优化 70溶剂回收塔优化 71第五章设备选型 73反应器的设计 73催化剂条件 73反应器类型确定 73设计数据和工作参数 75物料衡算和热量衡算及结果 75反应器结构的计算 76反应器工艺及强度计算结果 80气液分离罐的设计 815.2.1概述 815.2.2 分离器尺寸的设计 82泵的设计 84泵的选型要求 84泵的选型计算 86工段中泵的选型 88塔设备设计 905.4.1概述 905.4.2轻质气体分离塔的设计 91换热器的设计方案 106设计任务和初始条件 106确定物性数据 106计算总传热系数 107工艺结构尺寸的计算 107换热器核算 108换热器选型结果 110第六章控制系统设计 1116.1设计依据 1116.2概述 111控制系统 112简单控制系统 112复杂控制系统 112神经元控制系统 112程序控制系统 113集散控制系统113自动控制系统选择 113自动化仪表 1143年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书自动化仪表功能 114自动化仪表的分类 115仪表的选用原则 115设备控制方案 115泵的基本控制方案 115压缩机的基本控制方案 116换热器的基本控制方案 117精馏塔的基本控制方案 118反应器的基本控制方案 120气液分离器的基本控制方案 122结晶器的基本控制方 123紧急停车系统123第七章建筑物设计说明 125设计总则及依据 125建厂区自然条件 125气象条件 125工程地质及水文地质资料 1277.2.3地下水 127地震情况 128洪涝情况 128设计范围以及概述 129建筑物设计规定 130建、构筑物主要构件选材及技术要求 130设计采用的现行标准图 131第八章供电和配电工程 133设计依据 133设计总则与步骤 133电力负荷的分级 134供配电系统的组成 135供配电方案 136高压供电系统设计 136车间变电设计 136危险区以及电气设备的选择 136照明系统 137接地、防雷系统 138第九章电信工程 139设计依据 139电信方案 140通信系统总述 140行政管理电话 140生产调度电话 140扩音呼通话系统 1419.2.6火灾自动报警系统 9.2.6火灾自动报警系统 1414年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书可燃气、毒气报警系统 141电信外部线路 141第十章给排水系统 14110.1概述 141编制依据 142编制原则 142给水系统设计 143生活用水系统 143工艺用水系统 143冷却水系统 143消防用水系统 143排水系统设计 144生活污水系统 144生产废水系统 144冷却水排放 144雨水排放系统 144第十一章管路布置 145设计依据 145管道铺设 14611.2.1空敷设 14611.2.2地下敷设 146管道选型 147管径的一般要求 14711.3.3管壁厚度 147管道编号 148管道号组成 148管道详细编号 149工艺管道编号及选型结果 151重整油预分馏工段管道选型 151芳烃抽提工段管道选型 151芳烃歧化与烷基化转移工段管道选型 152二甲苯异构化工段管道选型 154深冷结晶工段管道选型 155管道布置 155管道布置的一般要求 155布管原则 156第12章采暖与通风系统 158设计概念及依据 158厂区所在地气象条件 159采暖方案 159设计概述 159设计方案 159通风方案 160设计概述 1605年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书设计方案 160空气调节方案 160设计概述 160设计方案 160第十三章换热网络与节能技术 161换热网络简介 161换热网络的设计方法 162夹点分析 162换热网络 164换热网络的集成 164换热网络的改造 166换热网路合成前后费用对比 16713.5小结 169第十四章环境保护 169设计依据 169主要污染源 169污染源产生原因分析 170处理方法 170第十五章储存与运输 171设计概述 171设计依据 171储存注意事项 171运输注意事项 172储存运输方法 173第十六章维修 175设计依据 175设计原则 175厂内日常检修与维护 175巡回检查 175同步检修与协同检修 176设备维护与检修 176压力容器、管道的定期检修 176泵的检查与处理 176换热器的维修 177维修管理 177第十七章消防 178设计依据 178主要危险物 178事故发生可能性及危险性分析 179危险特性 179燃烧爆炸的原因 180消防安全措施 18117.4.2基础消防措施 1826消防原则17.4.2基础消防措施 1826年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书消防系统 182水及水蒸气 182泡沫灭火器 182二氧化碳 182干粉灭火器 183消防用水量的计算 183第十八章职业安全及工业卫生 185设计规范 185职业安全 185工业毒物 185燃烧与爆炸 18718.2.3噪声 19218.2.4化学灼伤与腐蚀 1937年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书第一章项目总论项目概览2010PX2010PXPX，PXPXPXPX10%左右的速度扩张，2011100万吨，2012290本项目为年产40**********************目厂址。项目以甲苯为原料生产对二甲苯，对二甲苯主要用于制造对苯二甲酸，可用(PET)(PET)PETPET用于生产饮料、食用油脂包装，平板显示器基材，车用和建筑用太阳膜等等。国内对二甲苯存在较大供需缺口，市场前景好，能够满足塑料、纺织、化纤等行业发展的需求，缓解国内供需矛盾。原料来源，有利于华中对二甲苯产业的健康发展，经济效益与社会效益明显。设计依据和原则设计依据化工工程设计相关规定国家经济、建筑、环保等相关政策**********保护意见的批文及资料。设计原则（2） 严格控制工程建设项目的生产规模和投资。8（2） 严格控制工程建设项目的生产规模和投资。8年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书严格遵循现行消防、安全、卫生、劳动保护等有关规定。规范保障生产安全顺利进行和操作人员的安全。加快建设进度，降低产品的生产成本，以使本项目达到较好的经济效益。材料，并控制投资在合理范围内。规划，分期建设。牢固树立“预防为主，安全第一”的思想，确保建设工程项目的安理”的方针，确保工程施工安全和施工质量。产后能安全稳定生产，保障劳动者在劳动过程中的健康和安全。重视环境保护、安全和工业卫生，设计中选用清洁生产工艺，三废员的健康不受损害。环利用，最大限度减少对环境的污染。坚持“社会经济效益、环保效益和企业经济效益并重”的原则，按选择中对项目进行详细全面的论证。910年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书10原料及产品方案原料来源及规格1-1。表1-1原料组成重整装置生成油重整装置生成油组成摩尔分数组成摩尔分数N-C50.067560264N-C60.234569236N-C70.126256621N-C80.042806183N-C90.004302238合计0.475494542C-C50.004918387C-C60.018160199C-C70.003750946合计0.026829532苯0.102907794甲苯0.186466328乙苯0.026977624间二甲苯0.060509134邻二甲苯0.037037077对二甲苯0.02789212甲乙苯0.027942925均三甲苯0.027942925合计0.497675927环烷烃芳烃表1-2主要原料消耗原料名称规格数量（万吨/年）来源重整石脑油工业级30总厂提供氢气工业级8总厂提供环丁砜工业级年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书燃料及公用工程消耗本项目的燃料及公用工程消耗具体参看表1-2表1-3主要燃料与公用工程消耗序号名称单价1中压蒸汽（4MP）230元/吨2冷却水20-250.5元/吨3电0.7元/千瓦时4工艺软水10元/吨产品方案对二甲苯，同时副产工业级苯。表1-4本项目产品规格产品名称 试验方法 规格 级别 产量对二甲苯 SH/T1486.1-2008 99.7 优等品 40万苯 GB/T3406-2010 99.9 优等品 90万吨邻二甲苯 SH/T1613.1-95 99.5 一等品 58万吨（注：以一年开工334天计算）表1-5SH/T1486.1-2008工业用对二甲苯标准指 标项 目优等品

试验方法纯度，%（w）≥99.7SH/T1489非芳烃含量，%（w）≤0.10SH/T1489甲苯含量，%（w）≤0.10SH/T1489乙苯含量，%（w）≤0.20SH/T1489间二甲苯含量，%（w）≤0.20SH/T1489邻二甲苯含量，%（w）≤0.10SH/T1489总硫含量,mg/kg≤1.0SH/T1147颜色（铂－钴色号）10GB/T314311年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书溴指数≤馏程（在101.3kPa下，138.3℃）≤外观酸洗比色

2001.0水酸层颜色应不深于重铬酸钾含量为0.10g/L标准比色液的颜色

SH/T1551GB/T3146目 测GB/T2012项目质量指标项目质量指标透明液体，无不溶于水及机械杂质酸层颜色不深于1000mL稀酸中含量0.2g液试验方法外观目测酸洗比色GB/T2012中性试验颜色,（铂－钴色号）不深于纯度，%（w）≥中 性GB/T181610GB/T314399.9ASTMD6526烃类杂质含量GB/T3144ASTMD6526SH/T0253SH/T0689蒸发残余物(mg/100mL)，≤3GB/T3209（）≤0.03芳烃含量,%（w）≤0.05非芳烃含量,%（w）≤0.10总硫含量，(mg/kg)≤212表1-7SH∕T1613.1-95工业用邻二甲苯标准12年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书指 标项 目一等品

试验方法纯度，%（w）≥95SH/T1613.2非芳烃+碳九芳烃，%（w）≤0.15SH/T1613.2总硫含量,mg/kg≤5SH/T1147颜色（铂－钴色号）20GB/T3143水溶性酸碱无GB∕T259馏程（在101.3kPa）≤2GB/T3146外观清晰，无沉淀物目 测不挥发物mg∕100mL5GB∕3209酸洗比色—GB/T201213年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书第二章总图运输设计原则城市或城镇原有企业，以便于生产上的协作，生活上的方便。公用工程和生活设施等方面有良好基础和协作条件的地区。面水三种供水条件时，应该进行经济技术比较后选用。厂址应尽可能靠近原有交通线（水运、铁路、公路，即应有便利的交通备的工厂，还应注意沿途是否具备运输条件。厂址应尽可能靠近热电供应地，一般地讲，厂址应该考虑电源的可靠性（中小型工厂尤其如此的热力和供电方面的投资。厂址应尽量考虑劳动力来源丰富、人力成本低、人口素质较高的地点。选厂应注意节约用地，不占或少占良田、好地、菜园、果园等。厂区的响作出评价。工厂的生产区、排渣场和居民区的建设地点应同时选择。最小频率风向的上风侧，且不应位于窝风地段。址的自然地形应有利于厂房和管线的布置，内外交通联系和场地的排水。14址的自然地形应有利于厂房和管线的布置，内外交通联系和场地的排水。14年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书厂址应具有满足建设工程需要的工程地质条件和水文条件。9坡、土崩等危害的ft禁垦区和生活饮用水源第一卫生防护区；自然疫病区和流行病地区。厂址概况本项目所在厂址位于工厂预留发展区。项目厂址所在图如图2-1图2-1项目厂区所在地厂区所在地区总平面布置设计原则及标准总图的布置应遵循的主要原则：15年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书满足生产和运输的要求，如避免人流和物流交叉；满足安全和卫生要求；满足有关的标准和规范；为施工安装创造条件；考虑工厂未来发展，设置预留地；考虑管线布置方式，采用“直线型”管廊；表2-2相关参考标准总图布置设计标准及规范名称《建筑设计防火规范》《化工企业总图运输设计规范》《工业企业卫生防护距离标准》《石油化工企业设计防火规范》《化工工厂总图运输施工图设计文件编制深度规定》

国标号GB50016-2006GB50489-2009GB11564-11666GB50160-2008HG/T20561-94厂区总平面图图2-3产区设计总平面图厂区结构厂区总体布局概述厂区布置为矩形，长为351m，宽为187m，总面积为65637m2。16年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书本厂区按照功能分区集中布置，即物料装卸区、储存设施区、工艺装置区、辅助设施区、行政管理区、员工生活及活动区、其他设施区等。15（重整后的石脑油（中间设置隔堤。本项目设计将食堂、宿舍等生活区域和工作区间隔离开；同时厂区内部设置医疗站以及行政办公场所以及控制室、化验室、机修室等。厂内设施完整，功能齐全。向的上风侧，尽量减少其对管理区、医疗站等人相对密集的区域的影响。52-1化工厂总平面布置设计的各项技术指标序号名称单位数量备注1厂区占地面积㎡656372道路、停车场占地面积㎡10392.63管架占地面积㎡3391.24厂区内建筑总面积㎡6145.85厂区内绿化占地总面积㎡5016.8不含生产区及罐区6建筑系数%14.487绿化系数%7.64不含生产区及罐区人员进出与紧急疏散；四号门及五号门均设置在装卸区，专门用于货运车辆进出辅助生产区17年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书控制中心：总控中心用来时刻监测各个生产车间的运行情况，控制各个便他控制生产线。同时方便和其他系统进行联系。障了有一定的安全距离。处于安全地带。道路较宽阔，方便设备运输与检修。给排水：由于生产车间中可能会含有一些工厂排水需要进行处理，同时就可以对生产车间工业废水和生活用水都进行方便和有效的处理。变配电所：变配电所为厂区提供电力设备，配电室离反应车间较远处在安全隐患，使其整个车间能够安全的运行和生产。消防站：消防站布置在交通最便利，道路最宽的主干道旁边，靠近生产因事故所带来的各种损失，最大限度的降低了事故的破坏性。三废处理区主要包括废液槽、火炬、焚烧炉，宜位于生产区、全厂性重求的前提下，宜靠近火炬气的主要排放源。运输设施的布置（1)罐区汽车装卸设施应该位于厂区边缘、空气流通的地段或布置在厂区较多的道路。停车场的布置应该靠近货流出入口或者仓储区布置，减少空车程。18以暂时停在这片停车场内。18年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书厂区共设五个门：东门是主要的从武汉石化运送的原料入口，同时在北生产管理及生活服务设施厂前区布置:包括行政楼、图书馆、综合区（维修车间、生活区（医疗站、食堂、宿舍、活动区、停车场、车库。18902m210792m29441406118601560629米。4368本厂运输设计5123门用作人流、物流及紧急疏散；455室。本设计中，装卸区设置在厂区的东北侧，紧邻4号、5号门（主要货流运输出19年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书入口，同时远离人流较多的道路和可能产生明火和散发火花的地点。专用于货1理部门，交通极为便利。这样的设计有利于人流与货流的分离。厂内所有的道路最窄处不小于泥浇筑，可以承受最大载重汽车引起的压力，同时利于清洁。主要人流通道主要物流通道辅助出入口（应急出口）第三章工艺方案的选择工艺流程概述本项目的目标是为了*********设计一座对二甲苯分厂。要求以总厂的重整40PX20年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书工艺选择主体工艺方案比较苯吸附分离等专利技术。芳烃联合生产法PXUOPPAREXIFPELUXYLIsolenedeAromaxARCOPXUOP回收率高，纯度（99.8%，工艺操作简便，安全可靠，安装方便。UOP公司的Isomer工艺、东丽公司的IsoleneEngelhardOctafiningSKI-400沸石铂金属催化剂得到了很好的生产效益，并在国内得到广泛使ZSM-5IFPEU-I尽可能减少对二甲苯损失的同时，通过使乙苯发生异构化甚至脱烷基化和歧化，提高乙苯的转化率，降低乙苯含量，提升二甲苯收率。图3-1本项目联合生产法流程框图21年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书PXC7~C9PX是生产精对C7（PXC9（PX。（歧化和烷基转移单元转化成富含对二甲苯的混合二甲苯产物，再将该部分混合二甲苯与重整装置来的C8+芳烃、抽提单元来的混合二甲苯、二甲苯异构化装置的C8+芳烃一起通过二甲苯塔分离（二甲苯分离单元C9+芳烃（循环回歧化与烷基转移单元）后，该部分C8C8PXC8PX通过技术论证，目前的这种组合（PX置的原料）PX的组合工艺。在以往，石脑油是芳烃装置最常用的原料，重整石脑油提供了世界上BTX70%，来自乙烯装置中的副产热解石脑油是其次，占23%，6%。PygasPX22年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书PygasRONC104C8+烃。甲苯甲醇烷基化工艺C1C1Mobil公司最早发明MFIZSM-5GT-Tolalk反应在固定床反应器中进行反应，反应温度为400~45085%。ZSM-5率;通过压缩机加压提高反应器出口物料与加热炉前原料换热后的温度，再进行低品位冷剂的使用量，实现热功集成;最后通过精馏与熔融结晶该工艺的益处是3-2。3-2甲苯甲醇烷基化工艺流程框图本项目主体工艺的选择与改进出于环保和技术经济市场多方面的考虑，我们认为芳烃联合生产工艺生产对23年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书在对诸多公司工艺路线进行研究学习之后，我们从UOPIFP确定了自己的工艺路线。UOP的对二甲苯分离工艺即深冷结晶法，分离对二甲苯产品。我们发现在传统的实现了过程的绿色生产和原料的充分利用。芳烃联合生产部分工艺对比选择形歧化工艺与歧化烷基转移工艺对比甲苯选择形歧化技术：MSTDP技术是由美国Mobil公司开发成功的甲苯选择形歧化法。3-3甲苯选择性歧化技术流程图循环氢和补充氢与原料甲苯混合后经过原料换热器换热后再经原料加热炉24年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书离后的液体进入稳定塔分离出轻组分，经白土精制后出去痕量的石蜡烃。MSTDP工艺压力为2.2~3.5MPa,温度为400~470℃，预处理的压力很低，温度很高。工艺优点从而有利于对二甲苯反应的发生；反应生成苯和二甲苯，二甲苯中对二甲苯含量可高达82％～903置和吸附分离装置的操作负荷。工艺缺点30％左右，造成循环量大的缺点；对二甲苯纯度不高，仅为82％～9099．2％，仍需二甲苯异构化装置和吸附分离装置的配合；C9甲苯歧化与烷基转移工艺：TatomyUOPTORAY移工艺。图3-4甲苯歧化与烷基化转移工艺C925年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书工艺特点采用气固相绝热固定床反应器，其结构极为简单，反应过程放热量很作方法简便，投资和运转费用较低；对原料的适应性强，由于使用的催化剂主体是丝光沸石，其主孔道为C9C9C9C997％40％氢耗低；13工艺成熟，操作稳定。TatorayXylene--Plus，TatorayMSTDPTatorayTatorayC910TatorayITaoray，Taoray30UOP97%1000kg4kg，19753~612245Tatoray(1)26(1)26年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书C8C88（OX（MX对二甲苯（PX）和乙苯(EB)。C8:PXMX香的原料，也可制备耐高温塑料；EB可生产乙苯，然后聚合生成树脂或橡胶。C8苯、甲苯、C8（80.10℃110.63℃）芳烃沸点(136.19~144.42C8C8就很困难了。C83-5C8芳烃各异构体的分离特性数据物性OXMXPXEB沸点/℃144.42139.10138.35136.19熔点/℃-25.18-47.8713.26-94.98相对吸收浓缩因子0.20.31.00.5与HF-BF3形成络合物的相对稳定度2201—结晶分离技术结晶分离是利用原料中不同组分之间凝固点的差异，或者说利用各组分在固-液两相平衡时的浓度差，使一部分组成凝固成固相结晶，而现实的分离。在操作是还可重复运用“部分熔融-部分结晶”来提高分离效果和产品纯度。OXMXPXEB（分别为144.42℃139.10℃136.19℃，而凝固点的差别较大（分别为-25.18℃、-47.87℃、13.26℃-94.9℃PXPXC8PXPX结晶分离在工业生产中一般采用两段或多段结晶法，固-液分离采用离PXPX80%~90%，10%~20PXC8部分结晶（-10℃至-20℃C8PX99%以上27年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书专利技术的主要区别是分离设备和制冷方式的选择。Amoco公司的结晶分离这种方法占美国PX总生产能力一半以上，其简要工艺流程图如下:图3-6Amoco公司结晶技术流程图冷。每台结晶器内部都装有旋转刮板。在每个结晶器内停留时间约3hPX71%吸附分离技术C8C8二甲苯的目的。C8和气相进行传质分离。28年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书模拟移动床一般为两个吸附塔，每个吸附塔12个床层，串联操作采用两台循环泵将两个塔首尾相连，24个床层进行循环。因为有不同的物料进入和引出，在每个区域中，液体的实际流量是不同的，当浓度分布曲线沿吸附室向下移动时，各区也沿吸附室向下移动。总的循环流率由吸附塔循环泵控制，循环泵在每一个区域中都按所设定的不同流量来控制。2477时间等于固体在移动床模式中一个周期的时间。图3-7UOP公司开发的Parex模拟移动床吸附PX工艺UOPParexPXX-X24个塔节组成，通常为了降低塔的高度，把吸附塔分成两个每个塔1224F（FA+D（A+D）及吸余液R（B+D）流出管线。吸出液ERPX(A)B。脱出的解吸剂D2429年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书6-9。d入口5管线以及清洗液入口（H）和清洗液出口管线、形成了ⅡA、ⅡB、ⅢA段。各段ABFRR，HFEDABAEA做准备。DR该段在解析段与吸附段之间起一个缓冲作用防止吸余液从吸附段窜入解析段，使产品纯度下降。图3-8模拟移动床进口的相对位置及液相中浓度变化图图3-9C8芳烃各异构体及解吸剂D在模拟移动床各段中的浓度分布30年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书工艺流程简述重整预分馏工段图3-10重整预分馏工段流程图重整分馏以铂重整后的石脑油为原料，经过脱戊烷塔，脱C9C5C9C9C9C8C8芳烃抽提工段简介图3-11（a）芳烃抽提工段流程图31年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书图3-11（b）芳烃抽提工段流程图C8C6～C7C7~C8从水洗塔塔顶流出的烷烃和环烷烃可用来调配汽油。由于环丁砜为有毒有害物32年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书下游企业继续处理后做溶剂来利用。甲苯歧化烷基转移工段简介3-12(a)甲苯歧化烷基转移工段流程图3-12(b)甲苯歧化反应后分离流程图个产品分离装置。C9C9C9C933年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书C5C8C8C8C9C10+C9C8C9C9C9C10+可为其他项目提供原料。二甲苯异构化工段简介3-13（a）3-14（b）34年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书C8C8C9C8OXOX99.7%OXEB、PXOX，PX深冷结晶工段简介因为C8

芳烃异构体沸点相差较小，不好分离，但熔点相差很大，所以采用PXPXPX80%~9010%~20%PXC8

芳烃。第二段结晶着眼于提高产品纯度，把一段滤饼经过重新熔融-结晶或部分熔融-部分结晶，分掉其他C8

芳烃，使PX纯度可达99%以上。详细流程见图3-16（a）(b)。表3-15C芳烃各异构体的分离特性数据物性8OX MXPXEB沸点/℃144.42139.10138.35136.19熔点/℃-25.18-47.8713.26-94.98相对吸收浓缩因子0.20.31.00.5与HF-BF3形成络合物的相对稳定度2201-图3-16（a）深冷结晶工段流程图35年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书图3-16（b）深冷结晶工段流程图工艺流程中的反应与反应机理甲苯歧化与烷基转移反应甲苯歧化与烷基转移反应包括两个主反应：甲苯歧化反应：微的可逆反应，微吸热反应。36年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书烷基转移反应：C9A与一分子三甲苯在催化剂存在下三甲苯分子上的一个甲苯向甲苯分子上转移生成两分子的二甲苯。与此同时，甲苯歧化与烷基反应伴随发生的副反应有以下几种：甲苯加氢脱烷基反应生成苯和甲烷：甲乙苯加氢脱烷基生成甲苯和乙烷：丙苯加氢脱烷基生成苯和丙烷：三甲苯歧化生成二甲苯和四甲苯：歧化反应产物二甲苯进一步歧化反应生成甲苯和三甲苯：因为工业上甲苯歧化与烷基转移反应所采用的原料通常是甲苯与乙苯。37年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书另外，还会发生芳烃裂解反应生成直链烃和环烷烃：芳烃缩合反应生成稠环芳烃：由上述反应可以看出，甲苯歧化与烷基转移反应过程的主要特点如下：甲苯歧化与烷基转移的主反应都是芳烃分子间的烷基转移反应，不属加耗氢的，也就是说反应可以不需要氢气。甲苯歧化与烷基转移的反应均为吸热量极微的反应，但因伴随有加氢脱但放热量极微。由于伴随发生加氢脱烷基、芳烃裂解等副反应造成了氢气的消耗，但因C9A除了主反应生成苯和二甲苯外，一些副反应，例如甲苯加氢脱烷基、丙也是目标产物。及C10甲苯歧化反应机理应机理。（1）正碳离子的形成为各种酸性催化剂能够提供H+质子，H+质子只带有一个正电荷，其转移速度极快，容易与其他极性分子中带负电荷的一端形成化学键。38年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书H+质子半径特别小，呈现很大的电场强度，容易激化接近它的分子形成新H+质子亲和形成正碳离子：二甲苯异构化反应（1）酸性催化剂：二甲苯在酸性催化剂上的异构化提出了两种反应机理AlBr3,AlCl3，HF-BF3或减少一个质子，使分子内的甲基产生位移，而达到平衡组成。图示如下：不同甲基位置的三甲苯与甲苯，再由甲苯与三甲苯的烷基转移完成二甲苯异构化。中间物结构如下：对于二甲苯异构化的两种反应机理，以甲基在分子内的位置较为合理。从39年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书ZSM苯，但含量甚少，其量似乎不足作为一个反应中间物。(2)双功能催化剂:双功能催化剂含有酸性组元及能使芳环加氢脱氢的铂-氧化铝金属组元。二C8C8C8元环烷完成的。二甲苯异构化反应受热力学控制，为温度的函数，但实际上温度对三个异必须分两步进行，即先转化为间二甲苯后，才能转化为对二甲苯或邻二甲苯。乙苯转化：反应将影响目的产物对、邻二甲苯的收率。C8其反应机理如下图所示：50%C8异构化副反应40年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书在二甲苯异构化反应中，同时产生歧化、脱烷基、加氢裂解等副反应。歧化C8芳烃的歧化反应可归纳为如下反应模型。基乙基苯与苯。乙苯歧化生成二乙苯与苯。时，乙苯可脱烷基生成苯，而二甲苯脱甲基较难，故其反应甚微。加氢裂解反应，在采用双功能催化剂时，反应物中存在C8环烷中间物，C8环烷加氢开环为C8烷烃，C8烷烃极易进一步加氢裂解。催化剂的选择甲苯歧化与烷基转移催化剂无定型固体酸催化剂SiO-AlOBO-AlOSiO-AlOAl

等。其中2 23 23 23 2 23、 23SiO-AlO40SiO-AlO2 23 2 23、AlO7023并载上Ag、V、Cr、Mo、Cu、Zn、Cd金属的一种可作甲苯歧化催化剂。市售含25%AlOSiO-Al

经酸式氟化铵处理，再加Cu改性的催化剂具有较高活性。23 2 23AlFAlOVAVIAIBIIB3 23属添加量最好为0.5%~7%，对甲苯歧化反应活性的提高和催化剂积碳的降低以及催化剂寿命的延长都有益处，具体催化剂改性结果见下图3-17。催化剂编号催化剂组成催化剂编号催化剂组成323甲苯转化率%收率/%X/B(摩尔）1AlF3-Al2O322980.902Ag+I27930.94

Al

金属改性的结果41年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书3Cr+I3Cr+I25980.934V+I26970.885Cu+I24980.926Zn+I30950.827Mo+I34940.708Cd+I30950.819SiO-AlO12980.91尽管经过改性研究，无定形固体酸催化剂的活性得以提高，但扔存在转化率化催化剂不适合含CA高的原料，一般控制原料含CA在2%以下，否则催化剂10 1042催化剂代号转化率化催化剂不适合含CA高的原料，一般控制原料含CA在2%以下，否则催化剂10 1042催化剂代号转化率40%的反应温度/℃芳环损失/%（摩尔）TA-13801.07TA-23660.55TA-34040.37TA-43820.56TA-53660.53TA-63740.48TA-73660.64丝光沸石Tatoray2060T-81SiO-AlOX-沸石、2 23YUOP化剂寿命，降低原料芳烃的裂解损失。后来，UOPTA-1~TA-7，都以丝光沸石为活性主体；东丽公司发表的活性高、选择性好的甲苯歧化催化剂也是以丝光沸石为主体。表3-18TA-催化剂的性能加助催化剂的高硅丝光沸石催化剂C+10CA60/403%C+9 10CACACA10 10 8年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书容易结焦使运转周期缩短。HAT-095WHSV1.4h-、3.0Mpa/CA4.12%C9 10380℃，反应结果液体产物中的CA含量为2.89%，转化率43.89%，选择性为1097.40%。反应液体产物中CA含量低于原料中CA含量2.89%，转化率43.89%,10 10选择性为97.40%。反应液体产物中CA含量低于原料中CA，表明部分CA已经10转化为较低级芳烃，使选择性提高。

10 10表3-19工业化HAT催化剂的性能指标催化剂 HAT-095 HAT-096 HAT-097质量空速/h-1 1.4～1.5 1.5～1.7 氢烃摩尔比 6 5 4原料中C10

质量分数/% 2～3 3～5 3～5转化率/%454646选择性/%919090HAT-095催化剂主要特点包括：1在较高空速、较高转化率下呈现了高的选择性和好的稳定性。2CA

A含量控制较10 10严，CACA，CA，造成10 10 9CAHAT-095CACA，9还可以利用部分C10

10 9A，有利于增产二甲苯。3反应温度低，催化剂积碳少。实验证明，相同空速，相同转化率条件下，反应相同的时间，HAT-09520~30℃，催化剂20%~40%，HAT-095CA10CA9通过比较以上催化剂性能，结合我们原料的特点，所以本项目我们采用上海院的HAT-095催化剂作为甲苯歧化与烷基转移反应的催化剂。二甲苯异构化催化剂（1）SKI异构法：SKI异构法为中国石化总公司，石油化工科学研究院专利技术，研究开发的SKI-200、SKI-300、400、500型催化剂，皆已经应用于工业。催化剂以丝光沸43年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书385～4300.9～1.3Mpa，4～6。图3-19SKI系列催化剂运转结果/%(质量）催化产物SKI-200SKI-300SKI-400对二甲苯，二甲苯21.5022.4522.00乙苯转化率27.0023.6730.39C8烃单程收率96.5096.7997.42对二甲苯收率≥84≥84>84由于双功能催化剂能有效的将乙苯转化为二甲苯，能最大限度的提供目的产物，对资源短缺的工厂，不失为一个有效增加对、邻或间二甲苯的好方法。因此在本项目二甲苯异构化工段我们采用双功能催化剂SKI-400对反应进行催化。第四章Aspen模拟流程重整油分馏工段C9C8C9C82.5bar，112.3℃C50.3barC9C9C92bar111℃C8C8图4-1重整油预分离工序图44年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书戊烷塔模拟AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecsSensitivitySizingTrayRating582837278.063kg/h10.6250这样分离效果良好。脱戊烷后原料组成见下表：4-2脱戊烷后原料组成组成摩尔分率正己烷0.275正庚烷0.127正辛烷0.038正壬烷0.003环己烷0.022环庚烷0.004苯0.133甲苯0.205乙苯0.026间二甲苯0.058邻二甲苯0.035对二甲苯0.027间乙基甲苯0.024均三甲苯0.024脱戊烷塔的几何尺寸模拟结果见下表图4-2:图4-3脱戊烷塔几何尺寸模拟结果图C9脱C9AspenPlus的DstwuAspenPlusPackSizing45年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书PackRating功能来计算塔的几何尺寸。C94223328700kg/h0.9356。模拟结果显示塔顶邻乙基甲苯和均三甲0，C94-4，C94-5。表4-4脱C9芳烃后原料组成组成摩尔分率正己烷0.289正庚烷0.134正辛烷0.04正壬烷0.004环己烷0.023环庚烷0.004苯0.14甲苯0.215乙苯0.027间二甲苯0.061邻二甲苯0.037对二甲苯0.028图4-5脱C9塔几何尺寸模拟结果图C8C8AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecsPackSizing46年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书sizing功能来确定及优化塔的具体参数和塔的几何尺寸。C850281.81C84-7。表4-6脱C8芳烃后原料组成组分摩尔分率正己烷0.342正庚烷0.158正辛烷0.047环己烷0.027环庚烷0.005苯0.166甲苯0.255图4-7C8分离塔几何尺寸模拟结果图芳烃抽提工段47年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书其分离。具体工艺流程见图4-8图4-8芳烃抽提工序图抽提塔模拟AspenplusExtractAspenplusSensitivity207bar956bar135bar，1125000kg/h0，甲苯4-94-10表4-9抽提塔塔顶产品组成组分摩尔分率正己烷0.563正庚烷0.257正辛烷0.08环己烷0.045环庚烷0.007甲苯0.006环丁砜0.043表4-10抽提塔塔釜产品组成组分摩尔分率正庚烷0.044正辛烷0.001环庚烷0.003苯0.06948年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书甲苯 0.096环丁砜 0.787水洗溶剂塔模拟AspenplusExtractAspenplusSensitivity行优化，得到适合的操作参数。52bar，水的进料量37500kg/h，99.6%，4-11，4-12。4-11组分摩尔分率正己烷0.588正庚烷0.268正辛烷0.083环己烷0.047环庚烷0.007甲苯0.006水0.001表4-12水洗溶剂塔塔釜产品组成组分 摩尔分环丁砜 0.049水 0.951提馏塔模拟AspenplusRadFracAspenSensitivityTraySizingTrayRating4315.5，操作压力压力为1.2bar0，4-13，4-14。表4-13提馏塔塔釜产品组成49年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书组分摩尔分率苯0.062甲苯0.094环丁砜0.844图4-14图提馏塔的几何尺寸模拟结果溶剂回收塔模拟AspenplusRadFracAspenPlusSensitivityPackSizingPackRating并确定塔的几何尺寸。25120.4bar1112141.56kg/h，模拟结果显示环丁砜收率plus图4-15溶剂回收塔的几何尺寸模拟结果50年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书废水汽提塔模拟AspenplusRadFracSensitivity、PackSizingPackRating进行优化并确定塔的几何尺寸。151.15，0.5%，达到废水排4-16plus模拟结果如下：图4-16脱除环丁砜后废水组成组分 摩尔分率环丁砜 0.049水 0.951图4-17废水汽提塔几何尺寸模拟结果歧化与烷基转移工段C9TatorayC9C93.7MPa385℃160℃进入汽提塔，从汽提塔顶分出轻组分，汽提塔底部物料经苯塔、二甲苯塔、重芳烃塔，先后分离出苯、甲苯、二甲苯、C9AC10AC10A4-18。图4-18歧化与烷基转移工序图51年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书初脱苯塔模拟AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecsSensitivitySizing321753235.5371kg/h2.921，塔604PPM，符合歧化与烷基转移反应要求。初脱苯塔塔釜组成及塔顶4-194-204-21。表4-19初脱苯塔塔顶组成组分 摩尔分率苯 1甲苯 414PPM表4-20脱除苯后原料组成苯甲乙苯

摩尔分率0.0010.8110.0940.094图4-21初脱苯塔几何尺寸模拟结果52年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书反应器模拟RGibbsGibbs选项、和有效相态、指定可能的产物组分。反应器的操作条件根据文献设定反应温度365℃，反应压力为36bar，反应产物产除了苯、二甲苯、乙苯等目标产物外，还生成轻组分包括甲烷、乙烷、丙烷、正丁烷、环己烷、甲基环戊烷等直链烷烃和环烷烃，还生成重组分副产物，例如四甲苯、二甲基乙苯、二乙苯等C及C10以上芳烃，还生成稠环化合物是10催化剂结焦，可见歧化与烷基化反应是十分复杂的。最终模拟结果与文献调研结果基本一致。反应器进出口物流见下表4-22。表4-22反应器进出口物流表物料R301-INR301-OUT温度℃385365压力bar36.636气相分率11摩尔流量kmol/hr2490.472772.409质量流量kg/hr237453.4237453.4体积流量cum/hr2652.0963107.955热焓值57.71157.711苯0.0010.287甲苯0.860.402乙苯00.005邻二甲苯00.108间二甲苯00.04对二甲苯00.041甲乙苯0.0510.002均三甲苯0.0580.009甲烷00.082邻乙基甲苯0.0010.0011-甲基4-乙基苯0.0020.0021，2，3-三甲基苯0.0010.0011，2，4-三甲基苯0.0210.0191，2，4，5-甲乙苯00.001氢气0.0060（3）气液分离器模拟5354年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书54气液分离器采用AspenPlus中的Flash2Vapor–Liquid4-23表4-23气液分离器模拟结果物料V301-INV301-GV302-L温度C3030.230.2压力bar35.63030气相分率001摩尔流量kmol/hr2772.4092755.45316.956质量流量kg/hr237453.4237176.1277.343体积流量cum/hr285.371284.4413.375热焓Gcal/hr4.8875.187-0.301苯0.2870.2880.003甲苯0.4020.4040.001乙苯0.0050.0050邻二甲苯0.1080.1090间二甲苯0.040.040对二甲苯0.0410.0410间乙基甲苯苯0.0020.0020均三甲苯0.0090.0090甲烷0.0820.0760.995邻乙基甲苯0.0010.0010对乙基甲苯苯0.0020.00201，2，3-三甲基苯0.0010.00101，2，4-三甲基苯0.0190.01901，2，4，5-甲乙苯0.0010.0010汽提塔模拟AspenplusRadFracAspenPlusPackPackRating209bar，回1，Partial-Vapor-Liquid,3813kg/h,模拟0.4-24。4-24组分汽提塔塔底物流组成摩尔分率苯0.311甲苯0.438乙苯0.006邻二甲苯0.118间二甲苯0.044年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书对二甲苯0.045甲乙苯0.003均三甲苯0.01邻乙基甲苯0.001对乙基甲苯0.0021，2，3-三甲基苯0.0011，2，4-三甲基苯0.0211，2，4，5-甲乙苯0.001图4-24汽提塔几何尺寸模拟结果苯塔模拟AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecsSensitivitySizingTrayRating4bar，20183813kg/h，1.320PPM4-25。表4-25苯塔塔底物流组成组成摩尔分率甲苯0.636乙苯0.008邻二甲苯0.171间二甲苯0.064对二甲苯0.065间乙基甲苯0.004均三甲苯0.014邻乙基甲苯0.001对乙基甲苯0.0031，2，3-三甲基苯0.0021，2，4-三甲基苯0.0311，2，4，5-甲乙苯0.002图4-26苯塔几何尺寸55年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书甲苯塔模拟AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecs、SensitivityPackSizingPackRating0.34bar,33182.79.模拟结果显示塔顶甲苯含量99.9%，符合循环进料要求，塔釜甲苯含量为612PPM，4-274-284-28。表4-27甲苯塔塔顶物流组成组分 摩尔分率苯 0.001甲苯 0.999表4-28甲苯塔塔釜物流组成组分 摩尔分率甲苯 0.001乙苯 0.023邻二甲苯 0.469间二甲苯 0.175对二甲苯 0.179间乙基甲苯 0.01均三甲苯 0.039邻乙基甲苯 0.003对乙基甲苯 0.0071，2，3-三甲苯 0.0041，2，4-三甲苯 0.0841，2，3，5-四甲苯 0.0011，2，4，5-四甲苯 0.005图4-29甲苯塔几何尺寸模拟结果56年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书二甲苯塔模拟AspenPlusDstwuAspenPlusDesignSpecsSensitivityPackSizingPackRating0.2bar,55282.93.722PPM，4-30，甲苯4-31。表4-30二甲苯塔塔顶物流组成组分摩尔分率甲苯0.001乙苯0.028邻二甲苯0.554间二甲苯0.206对二甲苯0.211图4-31甲苯塔几何尺寸模拟57年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书C9AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusSensitivityPackSizingPackRatingC90.2bar,40503.94kg/h，1.66C94-32。表4-32二甲苯塔塔顶物流组成表组分摩尔分率间乙基甲苯0.069均三甲苯0.262丙苯0.003邻乙基甲苯0.017对乙基甲苯0.0491，2，3-三甲苯0.031，2，4-四甲苯0.569异构化工段58150375℃进40℃进入气液分离罐分离进行气液分离，氢气从顶部排出，大部分氢9.5bar140℃C94-33。58年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书图4-33异构化工序图反应器模拟RGibbs375℃，24bar，可能的反1，2，3-三4-34。表4-34反应器进出口物流物料温度CR401-IN375R401-OUT375压力bar24.824气相分率11摩尔流量130990.32131012.657kmol/hr质量流量kg/hr599125.835599125.835体积流量cum/hr286732.012296269.25热焓值Gcal/hr379.544379.544乙苯0.0060.005间二甲苯0.0140.009邻二甲苯0.0030.006对二甲苯0.0020.0041，2，4-三甲苯00.001氢气0.9750.976气液分离器模拟气液分离器采用AspenPlus中的Flash223bar，0，有效相为Vapor–Liquid。模拟结果显示塔顶气体中93.8%，满足循环氢进料要求。表4-35气液分离器模拟V401-IN V401-G V401-L59年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书温度404040压力bar23.72323气相分率0.97710kmol/hr131012.71279463066.654质量流量kg/hr599125.5274717.2324408.3体积流量cum/hr142508.4146400.2381.779热焓值Gcal/hr-0.4814.113-14.593正丁烷0.0010.0020乙苯0.1120.0140.194间二甲苯0.2130.0230.374邻二甲苯0.1330.0120.236对二甲苯0.090.010.1581，2，3-三甲苯0.00200.0041，2，4-三甲苯0.01500.028均三甲苯0.00400.007氢气0.430.9380脱轻组分塔模拟脱轻组分塔模拟采用AspenPlus的DstwuAspenPlusSensitivityTraySizing通过模拟得到脱轻组分塔的操作压力为8bar,理论板数为30块，进料板为第2910.4-364-37。4-36组分摩尔分率乙苯0.195间二甲苯0.376邻二甲苯0.237对二甲苯0.158均三甲苯0.0061，2，3-三甲苯0.0031，2，4-三甲苯0.0244-3760年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书脱重组分塔模拟脱重组分塔模拟采用AspenPlus的DstwuAspenPlusSensitivityPackSizing0.2bar452312529.1669kg/h，1.51.模拟结果显示塔顶C904-384-39：表4-38重组分塔塔顶组成含量表组分摩尔含量乙苯0.202间二甲苯0.389邻二甲苯0.245对二甲苯0.164图4-39脱重组分塔几何模拟结果图AAspenPlusDstwuAspenPlusSensitivity61年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书SizingPackRating0.2bar452312529.1669kg/h，1.51.99.5%，满足工艺要求。邻二甲苯塔几何尺寸模拟结果见图4-40。图4-40邻二甲苯塔几何尺寸模拟结果BA。深冷结晶工段机。本工艺采用两段结晶分离，第一段结晶温度控制在低共溶温度-60℃，以提85%，15%是与对二甲苯一起结C8C8图4-41深冷结晶工序图62年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书结晶器模拟AspenPlusRGibbsRGibbsSEPRGibbsMixer1.5bar，可能产物为相应纯组分的液体相和固体99.7%，结果见下表：4-42组分摩尔分率（固体）摩尔分率（液体）乙苯01间二甲苯0.688903480邻二甲苯0.019801730对二甲苯0.2912947804-43组分摩尔分率（固体）摩尔分率（液体）乙苯00.00421567间二甲苯00.96916142邻二甲苯00.02662291对二甲苯10离心机模拟AspenPlusGLOBAL1.2m900rpm，200mu，模拟结4-44，4-45。图4-44一段离心分离结果组分进料组分摩尔分率液体出料摩尔分率固体出料摩尔分率乙苯(L）0.26402086310.002991027（S）0.50759374300.687622096（S）0.01394362400.018889012对二甲苯（S)0.21444176900.29049786563年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书图4-43二段结晶分离结果组分进料组分摩尔分率液体出料摩尔分率固体出料摩尔分率乙苯（L）0.0029910270.0042156680（L）0.6876222050.9691610580.002898788（L）0.0188890150.02662290（S）0.29049791100.997008983模拟优化脱戊烷塔优化塔压确定精馏塔宜采取加压操作。分析正戊烷沸点随压力变化趋势可知，正戊烷在2bar时沸点为57.9℃，在夏季仍与常温水有较大传热温差，因此塔操作压力选定为2bar.理论板数优化ASPENDSTWU99.9%0.3%，模拟理论板数与回流比关系。2 BlckB3DSTU)RflxRtioPfile1Rfluxrtio111199844.046.048.050.052.054.056.058.060.062.064.066.068.070.072.074.076.064年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书56-6260进料板优化通过灵敏度分析工具分析进料板位置对冷凝器再沸器热负荷及正戊烷回收率的影响详情见表4-44。4-44再沸器热负荷进料板详情冷凝器热负荷正戊烷回收率GCAL/HRGCAL/HR252.40487847-2.375268520.988053395262.40490446-2.375298980.987061123272.40494568-2.375346910.985970481282.40498308-2.375390080.984864172292.40503283-2.375447580.983564591302.40508998-2.375513460.982131746312.40514863-2.375581520.980582647322.40521503-2.375658270.978882455332.40528533-2.375739830.977033645342.4053641-2.375831010.97500579352.40544894-2.375929430.972792312图4-45进料板位置对正戊烷回收率的影响关系图0 Sensitivityts9

C5F/C5IN999VARY1B63FEEDSSTAGE从图中可以看出随着进料板位置的增加，正戊烷回收率逐渐降低。综合进料65年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书板位置对冷凝器与再沸器热负荷的影响，确定最优进料板在28块板。回流比优化DSTWURADFRAC0.2%10.6252bar，28，10.625。脱C9(1)塔压优化C9C9C9C9结合甲乙苯与正戊烷的在0.1bar-0.5bar时的二元液相图并手动测试塔压0.1bar-0.5barC950.2℃，满足常温水冷却要求。图4-46甲乙苯与正戊烷二元液相图表4-47塔内物质数据直链C9回收率均三甲苯回收率塔顶温度塔釜温度（bar）（%）（%）（℃）（℃）0.499.999.958.3137.30.399.999.950.21300.299.999.930.9120.90.199.999.923.2109抽提塔优化66年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书和萃取剂用量对吸收效果的影响。环丁砜进料温度优化。3.5，9595图4-48环丁砜进料温度对甲苯损失量的影响4-494-5067年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书溶剂比优化2.5-3.5，900000kg/h1200000kg/h1125000kg/h3.06。图4-51环丁砜进料量与甲苯损失率的关系图图4-52正庚烷溶解量随环丁砜进料量的关系图水洗溶剂塔的优化水洗溶剂塔的主要用途是把抽提塔顶部物料中的环丁砜尽可能多的吸收出对吸收效果的影响。用水量优化参考工业实际情况，设定塔板数为5，建立灵敏度分析工具，以500kg/h为68年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书30000kg/h40000kg/h35000kg/h37500kg/h。图4-53用水量对环丁砜溶解量的影响关系图分流比优化建立灵敏度分析工具，分析分流比从变化对环丁砜溶出量的影响图4-54回流比与环丁砜溶出量的变化关系图0.80.80.4的分流比为合适的分流比。69年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书提馏塔的优化(1)回流比的优化以使塔底产品符合歧化与烷基化反应器的进料标准。4-554-56图4-57回流比与塔顶苯采出量的关系图70年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书图4-58回流比与塔顶甲苯采出量的变换关系图15.515.515.515.5最佳回流比。溶剂回收塔优化（1）分流器分流比的优化塔的操作费用最低。0.4bar1112141.56kg/h0.10.70.3750.4750.4。图4-59分流比与再沸器热负荷关系图71年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书图4-60分流比与甲苯流量关系图72年产40万吨对二甲苯——项目可行性报告书第五章设备选型反应器的设计催化剂条件表5-1催化剂性能及反应条件催化剂 反应使用的催化剂由上海石油化工研究所提供的HAT-095催化剂比表面积 437m2/g孔道尺寸 0.51×0.57nm反应温度 365℃反应压力 3.6Mpa气体空速 20h-进料物料比 甲苯：C9芳烃=6.1:1反应器类型确定综合歧化反应器形势我们应该选择考虑的因素有如下一些：从化学反应式知道，歧化与烷基化转移两个主反应均为吸热量很小的单。从反应工艺条件看，为抑制催化剂积碳，减缓催化剂积碳速率，延长催化剂寿命，因此一般采用临氢操作，反应压力2.0～4.0MPa，490℃，对材质无苛刻要求。3～12一台反应器而不设置备用反应器。73年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书从催化剂研究结果，内扩散和外扩散对反应的影响可以忽略，气流速可采用径向固定床反应器。基于上述原因，TatorayMTDPMSTDPTBX2Xylene-PlusY-沸石催化剂，工艺上采用不床反应器。绝热式轴向固定床反应器:歧化反应之所以采用绝热式轴向固定床反应器还以为它有以下这些优点：(1)对氢循环压缩机的压缩比任然较小，动力消耗增加不大。(2)轴向反应器结构最简单，材料最省，制造费用最低。(3)催化剂的装卸操作最为简单。(4)他的主要缺点就是，与径向反应器比较，床层阻力将较大，因而动力消耗也略大一些。图5-2绝热式轴向固定床反应器示意简图绝热式轴向固定床反应器的结构：还设有催化剂卸料管，供拆卸催化剂只用。可以看出，绝热式轴向固定床反应器结构极为简单，式结构最简单的气-固7440设置反应热量输出的构件，因而使绝热式轴向固定床反应器。设计数据和工作参数表5-3催化剂设计数据及参数对二甲苯产量 40万吨年工作时间 24×350=8400h反应温度 365℃原料配比 甲苯：C9芳烃气体空速 20h-反应压力 3.6Mpa物料衡算和热量衡算及结果Aspenplus5-4，Aspen表5-4物料衡算及热量衡算情况StreamsIDFEEDPRODUCTTemperature℃385365Pressure bar3636VaporFrac11MoleFlowkmol/hr2490.472772.409MassFlowkg/hr237453.44237453.44VolumeFlowcum/hr2652.0943107.954EnthalpyGcal/hr57.71157.711MassFlowkg/hrN-C8trace0N-C90.0360C-C6trace<0.001C-C70.2350BENZENE117.9962085.26TOLUENE197256.49102590.72EB36.7161578.65MX4.9731795.55OX3.96411830.69PX2.20112132.9575年产40万吨对二甲苯——项目初步设计说明书1M3EC915129.07782.971,3,5-MB17319.402965.33NPROBEN36.4736.481M2EC9192.65192.651M4EC9554.98555.00123-MB337.52337.80124MB6430.6956431.021235TEBE0.001111.381245TEBE0.008392.229H2300.004CH403626.97C2H607.50反应器结构的计算催化剂的填充量：根据空速算得催化剂的填充量为：VV= ONR SVV——催化剂的填充量，m3;RV——原料气体体积（标）流量，m3/h;ONS——气体体积空速，h-1;V在保证年产量的情况下，取原料进口流量为：V=2652