年产20万吨PX装置的工艺设计论文

1绪论1.1PX的性质及用途PX的性质对二甲苯的物理性质无色透明液体，具有芳香气味。比重0.861，熔点13.2℃，沸点138.5℃，闪点25℃，能与乙醇、乙醚、丙酮等有机溶剂混溶。可燃，低毒化合物，性略高于乙醇，其蒸汽与空气可形成爆炸性混合物，爆炸极限1.1%～7.0%〔体积分数〕。b)对二甲苯的化学性质〔1〕对金属无腐蚀性，用稀硝酸氧化生成对甲基苯甲酸，继续氧化生成对苯二甲酸。与其他氧化剂的作用和邻二甲苯类似。对二甲苯在碳酸钠水溶液和空气存在下，于250℃，6MPa下生成对甲基苯甲酸、对苯二甲酸、乙醛。用钴盐作催化剂，120℃经空气液相氧化生成对甲基苯甲酸。氯化反响与其他二甲苯类似。对二甲苯热解生成甲烷、氢、甲苯、对联甲苯、2，6-二甲基蒽。〔2〕稳定性：稳定〔3〕禁配物：强氧化剂、酸类、卤素等〔4〕聚合危害：不聚合〔5〕常见化学反响：甲基能被常见氧化剂氧化。如用稀硝酸氧化生成对甲基苯甲酸，继续氧化生成对苯二甲酸；用酸性高锰酸钾也能将甲基氧化成羧基。甲基上的氢原子能被卤素取代。1.1.2对二甲苯的用途对二甲苯与老百姓的生活密不可分。二甲苯广泛存在于汽油中。在汽油中的含量约6%～10%，是汽油高性能抗爆性的重要组分，没有它，就不能生产高品质的汽油。PX为根底有机化工原料之一，主要生产对苯二甲酸〔PTA〕及对苯二甲酸二甲酯〔DMT〕，分别占PX消费量的80%和12%左右，这两种单体又是生产聚酯纤维和聚酯塑料的原料。全球产量的98%左右用于生产聚酯[3]。聚酯的绝大局部用于生产涤纶，涤纶是目前生产和消费最多的化纤品。我国是化纤大国，合成纤维生产需要大量PX[5]。局部聚酯用于制造饮料瓶，我们日常消费的可乐、汽水、果汁，都可以是用聚酯瓶包装的。除此之外，对二甲苯在医药、香料、油墨、农药、染料以及溶剂等领域有广泛的用途[4]。对二甲苯系列产品关系如图1-1。对二甲苯的广泛用途使它长期处于供不应求状态，所以，PX装置的建设还有很大的空间。图1.1对二甲苯系列产品关系图1.2PX产业的国内外开展现状PX产业的国内现状聚酯纤维的迅速开展，拉动了其上游原料精对二苯甲酸的消耗，进而又拉动了PTA的上游原料对二甲苯的市场严重供不应求，产品需要大量进口[6]。2023年，世界PX的装置生产能力约4000万吨/年，70%以上的装置在亚洲地区，新建产能也大都集中在亚洲，主要为韩国和中国。中国石化集团公司是最大的生产集团，占总产能的42.5%其次是中国石油集团公司，占总产能的22.0%。2023年是我国PX生产能力增长最快的一年，新增产能284万吨，比2023年的442.1万吨增长64.2%。截至2023年9月底，我国PX的生产厂家有13家总生产能力到达821.1万吨/年。目前，我国已是世界上最大的PX生产和消费国，产能约占全球产能的20%，消费量占全球38%左右[7]。PX产业的国外现状北美地区的新建PX装置主要集中在美国，用于生产PTA的PX将提高到82.1%。由于生产本钱较低加之原料供给充足，中东的石化产业投资将稳步增长。该区域将建设更多的PTA和PX装置，用于生产PTA的PX比例也将进一步增长[8]。在欧洲对二甲苯PX的总生产能力约为310.0万吨/年。由于全球一系列对二甲苯生产装置的问题以及亚洲新对苯二甲酸生产装置的建成投产，使得世界对二甲苯供给紧张价格上涨。2002年由于有200多万吨/年的对苯二甲酸生产能力投产，其中第二季度在中国、中国台湾以及韩国就有155万吨/年的对苯二甲酸生产装置建成投产，使得亚洲地区的对二甲苯供给紧张。PX的主要生产工艺甲苯歧化和烷基转移甲苯歧化反响是甲苯经过歧化反响生成苯和二甲苯。烷基转移反响是指苯与C9、C10芳烃之间的烷基转移反响。该工艺的特点是将产量相对过剩的甲苯和或价值相对较低的C9、C10转化成苯和二甲苯，是工业上增产PX的主要手段。代表性的工艺有Mobil公司的MSTD工艺、UOP公司的Tatoray工艺、IEP/Mobil公司的Tranplus工艺等。甲苯歧化工艺技术主要取决于催化剂，目前甲苯歧化工艺方法主要有Xylcne-Plus法〔常压气相不临氢工艺〕、Tatoray法〔加压气相临氢工艺法〕、LTDP〔低温加氢液相不临氢工艺〕及MTDP法〔气相加压不临氢工艺〕等。二甲苯异构化从催化重整油和裂解汽油中获得的C8芳烃，对二甲苯含量仅为混合二甲苯质量的25%左右，且乙苯所占比例较大，为最大限度地生产对二甲苯，需将C8芳烃进行异构化反响生成对二甲苯[1]。典型的工艺有：东丽公司的Isolene(II)工艺、UOP公司的Isomer工艺、Engelhard公司的Octafining工艺、Mobil公司的MHAI工艺等。其中MHAI工艺采用活性高、选择性好、操作条件温和、催化剂结焦速率慢、运转周期长再生性能好的分子筛催化剂，能使乙苯转化率达60%～70%，二甲苯损耗率那么可降低至1.8%，非芳烃转化率达20%，二甲苯的选择性达平衡值的102%。甲苯甲醇烷基化甲苯甲醇烷基化合成对二甲苯是一条增产对二甲苯的新的工艺路线，为甲苯转化和C1资源利用提供了新的途径[1]。该技术主要采用了一种能提高甲苯甲醇烷基化反响选择性的催化剂[9]。该催化为含氧化物改性剂并经苛刻蒸汽处理的ZSM.5沸石催化剂[10]。几种典型的甲苯甲醇烷基化技术见表1-1：表1.1几种典型的甲苯甲醇烷基化技术比拟工程ExxonMobilGTC大连化物所反响温度/℃600400～450400～500压力/MPa0.280.1～0.50.1PX的选择性，%96.88593～98是否临氢是是否副产物C5以下烷烃CO、CO2、氢气等乙烯、丙烯催化剂寿命/a0.5～1循环再生反响器形式固定床固定床流化床混合二甲苯别离a〕低温结晶别离法混合二甲苯中对二甲苯的凝固点为13.3℃，邻二甲苯为-25.2℃，间二甲苯为-47.9℃，乙苯为-95.0℃，鉴于各组份间凝固点相差较大，因此可以应用冷冻结晶法别离生产对二甲苯。此法也是在分子筛吸附别离法出现前，别离对二甲苯的唯一实用方，法迄今为止仍为世界上许多装置所采用[2]。结晶别离法一般由两段结晶过程组成。第一段结晶温度控制在低共熔温度(-62℃～-68℃)附近,以提高对二甲苯的回收率对二甲苯晶体的纯度为85%～90%；第二段结晶过程中将一段结晶粗产品熔融后控制结晶温度为20℃～10℃，进行重结晶以提高产品的纯度，可获得纯度大于98%的对二甲苯[2]。二次结晶产品以甲苯洗涤可以脱除对二甲苯晶粒间夹杂的位和对位异构体晶体，熔化后经精馏塔脱甲苯得到的对二甲苯产品的纯度可达99.8%，大大提高了产品的纯度。根据结晶方式制冷方式和液固别离手段，结晶别离法可以分为Chevron法、Krupp法、Amoco法、Arco法和丸善法等。b〕氟化氢三氟化硼抽提法该方法生产过程是：先使氟化氢三氟化硼与混合二甲苯中的间二甲苯形成络合物，然后于0℃～10℃经过连续多级萃取后，间二甲苯便与其它芳烃别离，得到的络合物经过加热到40℃～70℃分解，可得到含量99.5%以上的间二甲苯。氟化氢三氟化硼循环使用，它也是一种异构化催化剂，在常压情况和100℃的条件下，能使间二甲苯异构化。从抽余油中再用一般精馏方法别离乙苯、对二甲苯和邻二甲苯。国内正在进一步研究中。c〕吸附-结晶集成别离技术吸附-结晶集成法由吸附和结晶两个工艺过程组成[2]。混合二甲苯原料首先经蒸馏塔脱除原料中混杂的石蜡和萘等C9以上芳烃后，送入选择性吸附/脱附装置。在选择性吸附/脱附单元中，无论采用对间二甲苯和邻二甲苯有强吸附作用的吸附剂或是对对二甲苯有强吸附能力的吸附剂,经脱附操作后都可得到一个富集对二甲苯的馏分1和另一个富集邻位和间位二甲苯的组份2，馏分1中对二甲苯质量分数一般介于20%～95%之间；组份中对二甲苯的质量分数一般小于3%。馏分经过精馏塔别离脱附剂(如甲苯)后，送入结晶装置。馏分2中除含有邻二甲苯、对二甲苯和乙苯外，还含有甲苯，经过精馏塔别离甲苯后，送入加氢异构化装置反响，得到热力学平衡组成的对位、邻位、间位二甲苯和乙苯以及少量的C1～C5馏分。加氢异构化产物经过精馏塔脱除低分子的C1～C55馏分，与新鲜原料混合，后再送入选择吸附/脱附装置结晶装置。一般由单个或两段结晶单元组成。单个结晶器的操作温度一般为-10℃～0℃；得到高纯度的对二甲苯。吸附-结晶集成法充分利用吸附和结晶别离技术各自的优点，即利用吸附操作提高对二甲苯的回收率，利用结晶技术提高产品的纯度。对二甲苯的回收率到达90%以上，纯度到达99.9%以上。2PX的工艺流程2.1生产方法本课题采用甲苯甲醇烷基化法生产PX，在ZSM-5催化剂作用下甲苯与甲醇反响，直接生成对二甲苯。其过程可分为对二甲苯的合成和合成产物的别离，来得到纯度高的对二甲苯。甲苯甲醇烷基化反响的原料之一是甲醇，所以在甲醇与甲苯烷基化生成PX的同时,总会伴有甲醇脱水转化为碳氢化合物的副反响[11]。大连化物所采用改性的沸石分子筛作为催化剂,利用沸石分子筛的择形催化作用,高选择性地制取PX，反响产物中PX在二甲苯异构体中的选择性可以到达93%～98%，同时原料中的甲醇可以联产乙烯和丙烯[12]。乙烯是生产精对苯二甲酸(PTA)的原料之一，而目前乙烯主要来源于石脑油裂解。该技术的应用无疑将增加乙烯的生产途径,同时该反响系统不需要临氢操作,可以节省相应的工艺及设备。因此,甲苯甲醇烷基化制取PX并联产低碳烯烃技术到达了在一个反响过程中、一种催化剂上高选择性地生产PX和乙烯的目的[13]。另外，该工艺最具吸引力的特点是PX收率要比传统的甲苯择形歧化工艺高一倍,且具有许多优点:每生产1tPX产品所需的甲苯可由甲苯择形歧化法的约2.8t下降到1.0t；原料甲醇价格比拟廉价；苯的产量可以忽略。因此,甲苯甲醇选择性烷基化生产PX工艺路线将是未来最经济、最为可行的PX生产技术路线。工艺说明工艺流程图图2.1甲苯甲醇烷基化工艺流程图工艺流程简述甲苯与原料甲醇以及循环回来的甲醇混合后进入换热器〔E101〕将原料混合物加热到反响最正确操作温度460℃，进入甲苯甲醇烷基化反响器1和反响器2〔R101~2〕在ZSM-5沸石催化剂下进行反响。反响完后的混合气体经过换热后进入气液别离器〔V101〕别离烯烃和芳烃。别离出来的芳烃进入层析器〔V102〕进行油水两相别离，别离出来的油相进入PX精馏塔〔T101〕进行甲苯和二甲苯的别离，因甲苯甲醇烷基化PX选择性很高，可直接经精馏塔别离出纯度高达96.5%的PX产品，塔顶采用局部冷凝器，少局部的气体至回收系统，大局部冷凝液循环回一段反响器和二段反响器。经层析器〔V102〕别离出来的水相进入甲醇塔〔T102〕，别离出来的未反响完的甲醇循环至一段反响器之前，塔底为工业废水。甲苯甲醇烷基化反响甲苯的转化率33.7%，而甲醇的转化率高达97.8%，其中PX选择性高达96.8%。介于甲苯的单程转化率低，我们采用两个反响器串联来提高甲苯的总的转化率和降低反响器的体积。因为甲醇的转化率很高，多余的甲苯根本转化成低碳烯烃，如果有大量的低碳烯烃产生，将会产生大量的废水。为控制低碳烯烃的大量产生，我们选择在第二段反响器进口之前补充甲醇和甲苯。同时，经过甲苯甲醇烷基化一段反响过后混合气体中C8组分增多，稀释了甲苯和甲醇的分压，降低反响速率。所以，在二段反响器进口补充的甲醇量比最初的甲醇进料量多，从而提高甲醇的分率，从而可以保证甲苯的最大转化率。有关化学方程式a〕甲苯自身转化反响〔副反响〕b〕甲醇自身反响〔副反响〕c〕甲苯甲醇烷基化反响〔主反响〕表2.1甲苯自身各反响的lgKPθ与温度的关系反响温度/K3005007009001000〔1〕-1.35-1.18-1.11-1.09-1.08〔2〕-0.78-0.77-0.78-0.81-0.82〔3〕-1.18-1.73-1.13-1.15-1.17由上表可以看出，甲苯自身的歧化反响平衡常数很小，且温度对平衡常数的影响较小，所以在本工程当中，忽略甲苯自身的歧化反响。表2.2甲醇自身各反响的lgKPθ与温度的关系反响温度/K3005007009001000〔4〕2.871.290.680.360.25〔5〕11.199.288.588.208.07〔6〕23.6416.7213.9312.4011.87〔7〕33.6622.5318.0215.5514.70由上表可以看出，反响〔4〕的平衡常数相对后面三个反响而言小很多，在本工程反响体系中不予以考虑。后面三个反响的平衡常数均较大，不可以忽略不计，所以在本工程反响体系中考虑后三个反响作为体系的副反响。综上所述，本工程甲醇甲苯甲基化工段仅考虑甲醇甲苯烷基化、甲醇脱水生成乙烯、丙烯和丁烯反响。其他副反响在模拟中不予以表达。表2.3甲醇甲苯烷基化反响的lgKPθ与温度的关系反响温度/K3005007009001000〔8〕11.666.654.553.382.97〔9〕11.496.594.573.453.06〔10〕12.067.004.903.733.32由上表可以看出，随着温度增加，三个反响的平衡常数逐渐减低，由热力学分析可得温度低有利于反响，但是由动力学可知，温度越低，反响速率越慢，且温度必须高于催化剂的活性温度。故综合考虑热力学和动力学对反响的影响，本工程甲苯甲醇烷基化反响器操作温度定为460℃。采用的催化剂本工艺反响器中甲苯甲醇烷基化反响在选用催化剂时，就需保障甲苯高效转化效果，通过查阅相关文献，其反响条件如下：表2.4甲苯烷基化反响条件甲苯烷基化反响催化剂ZSM-5反响温度460℃反响压力0.1Mpa重时空速1h-1甲苯甲醇摩尔比4:13物料衡算化工过程的物料衡算，是利用物理与化学的根本定律，对化工过程单元及化工过程单元系统的物料进行的定量计算。通过计算，从中找出主副产品的生成量，废物的排出量，确定原材料的消耗与定额，确定各物流的流量、组成和状态。在化学工程中，设计或改造工艺流程和设备，了解和控制生产操作过程，核算生产过程的经济效益，确定原材料消耗定额，确定生产过程的损耗量，对现有的工艺过程进行分析，选择最有效的工艺路线，对设备进行最正确设计以及确定最正确操作条件等都要进行物料衡算。而且，化学工程的开发与放大都以物料衡算为根底。因此，进行物料衡算是非常必要的，具有非常重要的指导意义。对一般的体系而言，物料分布均可表示为：∑(物料的累积率)=∑(物料进入率)-∑(物料流出率)+∑(反响生成率)-∑(反响消耗率) 特别地，当系统没有化学反响时，那么可简化为：∑(物料的累积率)=∑(物料进入率)-∑(物料流出率)在稳定状态下有：∑(物料进入率)=∑(物料流出率)化工流程模拟软件ASPENPLUS广泛应用于化工过程的物料衡算和热量衡算，该设计就利用ASPENPLUS进行流程模拟，得出物料衡算表。3.1搜集计算数据查阅资料，收集数据，确定计算输入条件。这些数据包括：表3.1原料及辅助原料规格及用量一览表序号原料规格万吨/年1甲醇99.9%4.642甲苯99.5%14.185ZSM-5催化剂—26.133表3.2产品对二甲苯规格组分质量流率/〔kg/h〕质量分数苯0.6115ppm甲苯0.113ppmOX1.1827ppmMX1.4235ppmPX40046.3896.5%重芳烃0.4110ppm产品规格优等品国内价格预期/〔元/吨〕7130产量/〔万吨/年〕20表3.3生产规模、时间和甲苯、甲醇转化率生产规模年产20万吨对二甲苯生产时间300×24=7200h甲苯的转化率33.7%甲醇的转化率97.8%PX选择性96.8%产品纯度96.5%3.2单元系统物料衡算利用ASPENPLUS建立流程如图3.1，输入搜集数据，进行模拟运算，得出物料衡算结果。图3.1甲苯甲醇烷基化流程图甲苯甲醇烷基化反响器1流入物流流出物流TemperatureC460460PressureMPa0.10.1VaporFrac11MoleFlowkmol/hr618.6610677.1058MassFlowkg/hr30785.5530785.55VolumeFlowcum/sec10.4540710.93489EnthalpyGcal/hr-12.12527-13.73461MassFlowkg/hrC6H68.8E+018.8E+02C7H81.97E+0413080.43EB51.429651.4296OX2.13956847.60472MX32.67278214.5335PX978.8118412.367C9H120.0025740.002574C10H142.91E-082.91E-08H200CH400CH3OH4633.5851805.381C2H40478.7858C3H60309.8026H2O3469.6795071.852C4H80225.3110PDEB00MassFracC6H60.0010400.001040C7H80.23303800.154505EB0.00060760.0006076OX2.53E-050.001546MX0.00038580.002534PX0.01156140.099366C9H123.04E-083.04E-08C10H143.43E-133.43E-13H200CH400CH3OH0.0759930.021325C2H400.005655C3H600.003659H2O0.0409830.07172C4H800.002661PDEB00甲苯甲醇烷基化反响器2流入物流流出物流TemperatureC460.0032490PressureMPa0.10.1VaporFrac11MoleFlowkmol/hr848.1727869.716MassFlowkg/hr39689.0939689.09VolumeFlowcum/sec14.3342015.30415EnthalpyGcal/hr-19.2568-19.7428MassFlowkg/hrC6H63.41E+023.41E+02C7H84.52E+0431178.66EB55.621455.62145OX47.702185.56785MX222.1076373.5705PX8823.66114503.52C9H120.0025730.002573C10H147.98E-087.98E-08H200CH400CH3OH6845.9053431.521C2H4478.7858898.3498C3H6309.8026519.5847H2O6124.8948044.585C4H8225.3109315.2175PDEB00MassFracC6H60.00113490.001134C7H80.15054690.103877EB0.00050940.0005094OX0.00043630.000784MX0.00203490.0034225PX0.08084360.1328829C9H126.48E-086.48E-08C10H147.31E-1307.31E-13H20CH400CH3OH0.0627220.03144C2H40.0043860.008230C3H60.00283850.00476H2O0.0561170.073705C4H80.0020640.002888PDEB00气液别离器流入物流1流出物流1流出物流2TemperatureC505050PressureMPa0.10.10.1VaporFrac0.09256710MoleFlowkmol/hr869.716349.9878819.7283MassFlowkg/hr39689.091733.15237955.96VolumeFlowcum/sec0.6055770.3701560.01191EnthalpyGcal/hr-34.568500.476231-35.3340MassFlowkg/hrC6H61240123.8639C7H811345.454011345.45EB55.621454055.62145OX85.567854085.567854MX373.570540373.57054PX14503.52014503.52C9H120.002573800.0025738C10H147.98E-080.00E+007.98E-08H2000CH4000CH3OH3431.52103431.521C2H4898.3498898.34980C3H6519.5847519.58470H2O8044.58508044.585C4H8315.2175315.21750PDEB000MassFracC6H60.001134900.001186C7H80.103877400.108620EB0.000509400.0005327OX0.000785400.0008196MX0.003422500.0035789PX0.132882900.1389509C9H122.35E-080.00E+006.78E-08C10H142.65E-130.00E+007.65E-13H2000CH4000CH3OH0.0314400.0328756C2H40.00823090.18848470C3H60.00476030.10901520H2O0.073705400.0770709C4H80.0028880.066136360PDEB0003.2.4层析器流入物流1流出物流1流出物流2TemperatureC502020PressureMPa0.10.120.12VaporFrac000MoleFlowkmol/hr819.7283499.5138320.2145MassFlowkg/hr37955.969897.08728058.84VolumeFlowcum/sec0.0119130.0033910.008886EnthalpyGcal/hr-35.33407-33.6304-3.599170MassFlowkg/hrC6H61240.007454123.8564C7H811345.450.01738111345.454EB55.621450.00000255.621418OX85.567859.96E-0685.567818MX373.57051.30E-05373.57018PX14503.520.000380714503.512C9H120.0025732.76E-120.0025738C10H142.90E-087.45E-192.90E-08CH3OH3431.5212051.7661379.7545H2O8044.5857845.294199.29141MassFracC6H60.00118652.74E-070.0016050C7H80.10862070.000000640.1469338EB0.00053271.01E-100.0007207OX0.00081813.67E-100.0011090MX0.00357894.8E-100.0048414PX0.1389500.0000000140.1879621C9H122.4E-081.0E-163.33E-08C10H142.78E-132.73E-233.74E-13CH3OH0.03287560.07538540.0178814H2O0.07707090.28824980.0025829甲醇塔流入物流1流出物流1流出物流2TemperatureC8079.08966106.617PressureMPa0.120.10.12VaporFrac000MoleFlowkmol/hr499.5152249.7569249.7568MassFlowkg/hr9897.0875397.6514499.418VolumeFlowcum/sec0.0031130.0017810.0013716EnthalpyGcal/hr-33.0198-16.1369-16.7653MassFlowkg/hrC6H67.45E-037.45E-032.08E-54C7H81.74E-020.0173811.42E-68EB2.76E-062.76E-061.82E-83OX1.1E-051.1E-053.11E-77MX1.42E-051.42E-051.2E-83PX0.00038070.00038071.07E-83C9H122.78E-121.02E-160C10H141.32E-180.00E+000.00E+00CH3OH2051.7632051.7691.78E-10H2O7845.2943.13E+034499.44MassFracC6H62.36E-079.23E-071.68E-58C7H81.76E-061.13E-061.15E-72EB2.79E-105.11E-104.05E-87OX1.01E-091.85E-096.91E-81MX1.32E-092.42E-091.71E-87PX1.25E-082.45E-082.64E-88C9H122.80E-161.02E-200C10H147.52E-230.00E+000CH3OH0.0753853.80E-014.49E-14H2O0.2882490.2254080.3636363.2.6PX精制塔流入物流1流出物流1流出物流2流出物流3TemperatureC8581.581.5145.0105PressureMPa0.120.10.10.12VaporFrac0100MoleFlowkmol/hr320.21456.75361018.4660711.72222MassFlowkg/hr28058.85317.439714142.8713598.53VolumeFlowcum/sec0.0095730.05420.004780.005052EnthalpyGcal/hr-2.81494-0.21403-2.19417-0.000767MassFlowkg/hrC6H63.41E+021.26E+013.28E+021.66E-11C7H83.12E+04460.78953.07E+040.056471EB1.53E+022.73E-013.84E+0141.54931OX2.35E+024.71E-038.93E-0185.24138MX1.03E+034.40E-016.94E+01348.1632PX14503.519.0216151.22E+0313123.52C9H127.08E-039.07E-122.62E-090.002574C10H147.98E-082.61E-231.69E-207.98E-08CH3OH1379.7553.12E+021366.1490H2O5.48E+026.16E+014.86E+024.91E-19MassFracC6H64.41E-031.45E-020.0030664.45E-16C7H84.04E-015.28E-010.2872004.15E-06EB0.0007213.13E-049.88E-040.00111OX0.0011095.40E-062.30E-050.002279MX0.0048410.0001830.0006490.00931PX0.1879620.0103349.69E-020.35093C9H129.17E-081.04E-146.74E-141.89E-07C10H141.03E-122.99E-264.34E-252.13E-12CH3OH4.92E-023.58E-018.95E-020H2O0.0025820.025660.0045481.31E-234热量衡算在化工生产中，有些过程需消耗巨大的能量，如蒸发、枯燥、蒸馏等；而另一些过程那么可释放大量能量，如燃烧、放热化学反响过程等。为了保证生产在适宜的工艺条件下进行，必须控制物料带入或带出体系的能量，控制能量的供给速率和放热速率。为此，需要对各生产体系进行能量衡算。能量衡算对于生产工艺条件确实定、设备的设计是一种不可缺少的化工根本计算。化工生产的能量消耗很大，能量消消耗用是化工产品的主要本钱之一。衡量化工产品能量消耗水平的指标是能耗，即制造单位质量〔或单位体积〕产品的能量消消耗用。能耗也是衡量化工生产技术水平的主要指标之一。而能量衡算可以为提高能量利用率、降低能耗提供主要依据。物流焓的基准状态包括物流的基准压强、基准温度、基准相状态，热量衡算的文字表达式为：输入系统的能量=输出系统的能量+系统积累的能量对于连续生产，系统积累的能量为0，所以有Q+W=ΣHout-ΣHinQ——系统的换热量，即与加热剂或冷却剂的换热量W——输入系统的机械能ΣHin——进入系统的物料的焓ΣHout——离开系统的物料的焓4.1单元设备热量衡算在物料衡算的根底上，利用流程模拟软件Aspenplus进行热量衡算，结果如下：甲苯甲醇烷基化反响器1表4.1甲苯甲醇烷基化反响器1负荷计算表HeatingDutyHeatduty/kW-1871.682Q=-1871.682kW表4.2甲苯甲醇烷基化反响器1焓变计算表流入物流流出物流TemperatureC460460PressureMPa0.10.1VaporFrac11MoleFlowkmol/hr618.6611647.1058MassFlowkg/hr30785.5530785.55VolumeFlowcum/sec10.4540710.93489EnthalpyGcal/hr-12.1252-13.7346ΣH/kW-14101.69-15973.36表4.3甲苯甲醇烷基化反响器1能量平衡表Q总/kWW总/kWΣHin/kWΣHout/kWError-1871.6820-14101.69-15973.363.48E-07甲苯甲醇烷基化反响器2表4.4甲苯甲醇烷基化反响器2负荷计算表HeatingDutyHeatduty/kW-565.1241Q=-565.13kW表4.5甲苯甲醇烷基化反响器2焓变计算表流入物流流出物流TemperatureC460.0032490PressureMPa0.10.1VaporFrac11MoleFlowkmol/hr848.172869.716MassFlowkg/hr39689.136689.1VolumeFlowcum/sec14.3342115.30414EnthalpyGcal/hr-19.02568-1907428ΣH/kW-22395.74-22960.88表4.6甲苯甲醇烷基化反响器2能量平衡表Q总/kWW总/kWΣHin/kWΣHout/kWError-565.130-22395.747-22960.88-1.49E-07层析器表4.7层析器负荷计算表HeatingDutyHeatduty/kW-2204.453Q=-2204.454kW表4.8层析器焓变计算表流入物流1流出物流1流出物流2TemperatureC502020PressureMPa0.10.120.12VaporFrac000MoleFlowkmol/hr819.7283499.5138320.2145MassFlowkg/hr37955.969891.08728058.85VolumeFlowcum/sec0.0119130.0033920.008886EnthalpyGcal/hr-35.3341-33.6314-3.59917ΣH/kW-41093.52-39112.15-4185.818ΣH/kW-47808.62-43297.99表4.9层析器能量平衡表Q总/kWW总/kWΣHin/kWΣHout/kWError-2204.4540-47808.62-43297.8183.63E-014.1.4甲醇塔表4.10甲醇塔负荷计算表CondenserReboilerHeatduty/kW-7226.2397362.945Q=1366.888kW表4.11甲醇塔焓变计算表流入物流1流出物流1流出物流2TemperatureC8079.08966106.617PressureMPa0.120.10.12VaporFrac000MoleFlowkmol/hr63.15018249.7569249.7567MassFlowkg/hr989.81455397.6514499.44VolumeFlowcum/sec0.0031130.0017810.001372EnthalpyGcal/hr-33.01964-16.13695-16.76538ΣH/kW-38402.09-18767.27-19498.145ΣH/kW-38402.09-38265.41表4.12甲醇塔能量平衡表Q总/kWW总/kWΣHin/kWΣHout/kWError1366.8880-39632.29-38265.41-1.16E-024.1.5PX精制塔表4-13PX精制塔负荷计算表CondenserReboilerHeatduty/kW-6777.1467250.402Q=1301.455kW表4.14PX精制塔焓变计算表流入物流1流出物流1流出物流2流出物流3TemperatureC8581.581.5145.0105PressureMPa0.120.10.10.12VaporFrac0100MoleFlowkmol/hr320.21456.75361118.46607128.0858MassFlowkg/hr2806.12317.439714142.8713598.53VolumeFlowcum/sec0.0095850.0541840.004780.005052EnthalpyGcal/hr-2.81494-0.21308-2.19417-0.000767ΣH/kW-3273.77-247.812-2551.82-0.892338ΣH/kW-3521.589-2552.712表4.15PX精制塔能量平衡表Q总/kWW总/kWΣHin/kWΣHout/kWError1301.4550-3854.167-2552.7125.13E-25设备选型及计算5.1甲苯甲醇烷基化反响器1的工艺计算通过前面动力学分析及查阅相关文献现确定以下设计根底数据：反响温度T=460℃，反响压力P=0.1MPa，甲苯，甲醇单釜质量空速取1h-1；ZSM-5催化剂堆积密度ρp=0.68g/cm3，比外表积Sg=130m2/g,孔容Vg=0.4cm3/g,床层空隙率ε=0.38；根据Aspenplus软件模拟得到如下物性参数：反响条件下原料气的密度ρ=0.239kg/m3,粘度μ=2.12×10-5Pa•s。由前面反响动力学分析可知，反响转化速率随转化率XA的增大而降低，即该反响符合正常动力学。催化剂用量根据Gc=EQ\f(W,1/τ)式中，Gc——催化剂质量，kg;W——原料处理量,kg/h;1/τ——质量空速，h-1将W=W甲醇+W甲苯=4633.5+19700=24333.5kg/h,1/τ=1h-1代入上式，那么有催化剂用量：

Gc=24333.5kg反响器1尺寸计算由于催化剂床层堆积密度ρp=680kg/m3，故催化剂床层体积：Vr=Gc/ρp=35.78m3根据《工业催化》中规定，为了保证反响气流稳定，固定床反响器的长径比一般在3~6之间。此处我们选取反响器长径比为4，反响器装填系数为0.6，那么：反响器体积V=35.78/0.6=59.64m3

反响器直径D==2.95m反响器筒体高度H0=4×2.95=11.8m封头选取标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2002查得封头公称直径：DN=3000mm;封头直边高度：h1=50mm;曲面高度：h2=1040mm。故反响器总高H=11.8+(1.04+0.05)×2=12.98m现将反响器直径圆整为4m，反响器床层高度圆整为13m。5.1.3反响器1压降校核由于进入反响器的原料体积流量V原料QUOTE=6.94m3/s根据V原料=eq\f(πD2,4)u0代入数据，故有空床气速u0=1.02m/s〔A〕根据反响器床层压降：-∆P=λmeq\f(H,de)eq\f(ρu02,2)eq\f((1-ε),ε3)〔B〕式中，∆P——床层压降，Pa;H——床高，m；u0——空床气速，m/s;ρ——气体密度，kg/m3；ε——空隙率；de——催化剂颗粒直径，m；λm——摩擦系数。由于λm=eq\f(150,Rem)+1.75并且有Rem=eq\f(deu0ρ,μ(1-ε))式中，μ——气体粘度，Pa•s。代入数据QUOTE=107.23(C)故有λm=eq\f(150,Rem)+1.75=3.15(D)将式A,C,D数据代入到式B，得到催化剂床层压降为QUOTE=9187Pa=9.2kPa由于-∆P≤15%P=45.6kPa即床层压降低于总压力的15%，表示反响器尺寸满足要求。5.1.4反响器壁厚a)筒体壁厚查阅GB150-1998得到20R号钢在450℃，475℃时的钢板许用应力分别为61MPa和41MPa，故通过内差法可求得在反响温度下的钢板许用应力[σ]t=53MPa，焊接接头系数φ取0.85,故有反响器的理论壁厚为：σ=eq\f(PcD,2[σ]tφ-Pc)=EQ\f(0.30399×4000,2×53×0.85-0.30399)=13.5mm根据GB150-1998规定，取钢板负偏差C1=0.8mm,腐蚀裕量C2=2mm,那么有反响器筒体名义厚度σn=σ+C1+C2+∆=13.5+0.8+2+1.7=18mm考虑到平安及实际操作情况，因此选用σn=20mmb)椭圆形封头名义壁厚对于标准椭圆形封头，其计算厚度按下式计算：σ=Keq\f(PcD,2[σ]tφ-0.5Pc)式中，K为形状系数，求解公式为由于hi==1.0mσ=Keq\f(PcD,2[σ]tφ-0.5Pc)=1.0×eq\f(0.30399×4000,2×53×0.85-0.5×0.30399)=13.5mm根据GB150-1998规定，取钢板负偏差C1=0.8mm,腐蚀裕量C2=2mm,那么有反响器椭圆形封头名义厚度σn=σ+C1+C2+∆=13.5+0.8+2+1.7=18mm考虑到平安及实际操作情况，因此选用σn=20mm。校核4000×0.15%=6mm≤20mm成立即厚度满足工艺要求5.1.5筒体法兰的设计根据筒体内操作压力、温度和筒体直径，查《压力容器法兰分类和规格表》和《压力容器法兰分类与技术条件》〔JB/T4700-2000〕，选带衬环的甲型平焊法兰，法兰材料为16MnR。查标准JB/T4702-2000《乙型平焊法兰》，公称压力PN=0.6MPa，公称直径DN=400mm，那么法兰标记为：C-RF400-0.6JB/T4701-2000。图5.1乙型平焊法兰结构示意图查标准《压力容器用缠绕垫片》〔JB/T4705-2000〕，选用垫片为石棉或石墨填充带，标记为：垫片400-0.6JB/T4705-2000。螺栓根径和螺栓个数的设计根据GB150《钢制压力容器》设计，螺栓法兰的材料选择Q235-A，其标准为GB700，螺栓24个，直径16mm。人孔的设计a)人孔该固定床反响器内装催化剂，为了装卸催化剂并检查设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件等，设置人孔。本反响器为固定床反响器，本设计决定采用常压人孔。操作压力小于0.6MPa，根据标准HG/T21514-2005《钢制人孔和手孔的类型与技术条件》，选用常压人孔，其安装位置灵活。固定床反响器为立式反响器，高度为14米，考虑到催化剂为单段填料，现在釜底和釜顶分别设置两个人孔。图5.2常压人孔简图查标准HG/T21515-2005《常压人孔》，所选人孔标记为：人孔FS〔A-NY400〕450-0.6HG/T21515-2005。其公称直径为500mm；公称压力0.6MPa；密封面型式为平面；筒节、凸缘材料为304L；垫片材料为石棉或石墨填充带；筒节高度为130mm。b)人孔补强确定根据标准JB/T4736-2002《补强圈》，该人孔可用补强圈补强。采用内坡口型式、全焊透焊接，补强圈放在釜壁外单面补强。图5.3D型补强圈型式尺寸示意图〔适用于壳体为内坡口的全焊透结构〕所选人孔筒节内径为500mm，外径为516mm、壁厚为8mm。补强圈材料采用304L不锈钢，尺寸算确定如下：补强圈外径D2=760mm，内径D1=d0+9=516+9=525mm。根据补强圈的金属面积应大于或等于开孔减少的截面积，补强圈厚度按下式估算：δ补=eq\f((di+2σ1)×σ2,D2-D1)=EQ\f((500+2×8)×(18-0.8),760-525)=37.7mm其中：δ补——补强圈厚度，mm；δ1——人孔筒节厚度，mm；δ2——反响器器壁厚度〔δn=18mm〕与腐蚀裕量〔C2=0.8mm〕之差，mm；di——人孔筒节内径，mm；圆整至标准值，壁厚取38mm。反响器支座设计a)择依据裙式支座适用于高大型或重型立式容器的支承。裙座有圆筒形和圆锥形两种形式，通常采用圆筒型裙座。圆锥形裙座一般用于以下情况：1塔径D>1000mm，且H/D≥30或D≤1000，且H/D≥25；2根本风压q≥0.5KN/m2或地震烈度≥8度时。圆锥形裙座的半锥角≤15°。b)座开孔1〕排气孔裙座顶部须开设Φ80的排气孔，以排放可能聚结在裙座与封头死区有害气体。2〕排液孔裙座底部须开设Φ100的排液孔，一般孔径Φ50，中心高50mm的长圆孔。3〕人孔裙座上必须开设人孔，以方便检修；人孔为圆形，引出管通道孔考虑到子热膨胀，在支承筋与引出管之间应保存一定间隙。c)座与塔体封头连接裙座直接焊接在塔底封头上，可采用对接焊缝或搭接焊缝。在没有风载荷或地震载荷时，对接焊缝承受容器重量产生的压缩载荷，搭接焊缝那么承受剪切载荷。相比而言，搭接焊缝受力情况较差，在一些小塔或受力较小的情况下采用。本设计选用对接焊缝。d)座壳体过渡段塔壳设计温度低于-20℃或高于250℃时，裙座壳顶局部的材料应与塔下封头材料相同，选择Q235-A，裙座壳体过渡段长度取4倍保温层厚度，但不小于500mm。e)座保护层当塔内或周围容器内有易燃、易爆介质时，一旦发生火灾，裙式支座型式会因温度升高而丧失强度，故裙座应设防火层。当裙座D≤1500mm时，仅外面敷设防火层；当裙座D>1500mm时，两侧均敷设50mm石棉水泥层。当塔内操作温度很高，塔体与裙座的温度差引起不均匀热膨胀，会使裙座与塔底封头连接焊缝受力情况恶化，此时须对裙座加以保温。选用圆锥形裙座，裙座内径1700，裙座壁厚6mm，裙座高度2m。两侧均敷设50mm石棉水泥层。5.2反响器1结果汇总表5.1反响器1选型结果名称反响器1体积/m3反响器高/mm59.6413000反响器直径/mm29500筒体壁厚/mm20筒体高度/m12.8封头直边高度/mm50封头曲边高度/mm1040封头公称直径/mm30005.3塔设备的工艺计算塔盘设计a)塔径的计算由于存在中间进料，所以需要对气液负荷较大的塔板进行设计，通过保证要求最高的塔板的别离效率，从而保证每块塔板都都能满足别离要求，在第18块到第22块塔板的气液相负荷较大。现以气相负荷最大的第18块塔板为例进行计算，其余塔板的计算与此相似：气液相的平均体积流量：Ls=0.0960848m3/s，Vs=15.96m3/s气液相的平均密度：ρL=758.88144kg/m3，ρV=4.002648kg/m3液相外表张力：δ=0.1732664N/m1)初设板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.1m，可求得液气动能参数：eq\f(Ls,Vs)·(eq\f(ρL,ρV))0.5=0.0828962)确定负荷参数由液气动能参数，HT，hL值查Smith关联图图5.4Smith关联图查得：C20=0.0833在δ=0.1732664N/m=173.2664mN/m操作条件下校核得到校正的负荷系数为：C=C20(EQ\F(δ,20))0.2=0.10363)确定空塔气速最大空塔气速umax=C=1.4227m/s取空塔气速为u=0.6umax=0.85362m/s4)初选塔径D==4.88033m圆整塔径为4.9，校核空塔气速有实际空塔气速为：u=EQ\f(4Vs,πD2)=0.8620m≈0.6umax故塔径选择适宜。b)溢流装置1)堰长对于双溢流一般lw为〔0.5～0.7〕D,那么lw=0.7D=3.43m2)堰高hw=hL-how当采用平直堰，堰上液层高度how=eq\f(2.48,1000)E(eq\f(Ls,lw))2/3由《化工设计手册》液体收缩系数计算图〔如下〕查得：式中E一般取1，所以how=0.065m。取hL为0.1m，故有hw=hL-how=0.035m3)弓形降液管宽度Wd和面积Af查《化工工艺设计手册》下册弓形降液管参数图〔如下〕查得eq\f(Af,AT)=0.07，eq\F(Wd,D)=0.13故有弓形降液管面积Af=1.0743m2，弓形进液管进口宽度Wd=0.78m。由式τ=eq\f(Af·HT,Ls)验算液体在降液管中停留时间即τ=5.1423s≥5s，故降液管尺寸可用。图5.5弓形降液管参数图c)塔板布置及浮阀数目与排列1)塔板布置布置原那么：受液区和降液区：一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积Af计。边缘区：在塔壁边缘留出一定宽度的环形区域供固定塔板用。入口安定区和出口安定区，通常宽度相等。〔4〕有效传质区：余下的塔板上有筛孔孔的区域。根据本工艺需要，现取：边缘宽度取Wc=0.05m安定区宽度Ws=0.08m降液管宽Wd=0.6864m2)筛孔数目与孔间距取大筛孔直径的d0=0.020m气体通过筛孔的动能因数F0=9~12，现取F0=12故可求得筛孔气速u0==6.0m/s每层筛孔数N=eq\f(4Vs,πd02u0)=4584筛孔排列采用等边三角形，常用孔心距一般为t=〔2.5—5〕d0,t/d0过小易形成气流相互扰动；过大那么鼓泡不均匀，影响塔板传质效率。现取t=4d0=0.08m。由于塔径D=5.6m，塔径较大，故采用分块式双溢流塔板〔如下列图所示〕，图5.6分块式双溢流塔板示意图开孔率：φ=N×(d0/D)2×100%故有φ=4584×〔eq\f(0.02,5.6)〕2×100%=5.2%≤10%即筛孔设计符合标准。由此，得到PX精制塔的工艺设计数据如表5.1：表5.2PX精制塔塔盘的工艺设计数据项目数值及说明备注塔径D/m4.9板间距HT/m0.45塔板形式双溢流型筛板分块式塔板溢流堰长lw/m3.43溢流堰高hw/m0.035板上液层高度hL/m0.1降液管底隙高度ho/m0.067筛孔数/个4584等腰三角形叉排阀孔气速u0/m·s-16阀孔动能因数F12排间距t/m0.08指相邻二横排的中心线距离液体在降液管中的停留时间τ/s5.1塔板负荷性能图a)雾沫夹带线(气相负荷上限线)由于塔径大于900mm，现取泛点率为F1=0.8，泛点率计算公式如下式中对于一定的物系，及一定的塔板结构，式中除了Vs和Ls其它的都是值。甲苯二甲苯可视为正常体系，取K=1，又由下列图查得泛点负荷系数CF=0.14，代入数据可得到Ls与Vs的关系为Ls图5.7泛点负荷系数图b)液泛线为了防止液泛现象的发生，要控制降液管中清液层高度。堰高hw=0.035m，板间距HT=0.45，φ取0.3，那么有Hd=0.16mhow=eq\f(2.48,1000)E(eq\f((Ls)min,lw))2/3=0.276Ls2/3联立上式并带入数据可得hd=0.015Vs2又有hl=Ɛ0(how+hw)由于液相为油相，现取充气因数为0.3，那么有hl=0.083Ls2/3+0.01带入数据有hπ=24.89Ls2将上述各式代入Hd=hw+how+hf+hπ联立得Vs22-19.94Ls2/3c)液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s。根据要求我们选取液体在降液管中最短停留时间以3s计算，计算液相负荷的最大值，根据限液体流量求出Ls值，液相负荷上限线为气体流量Vs无关的竖直线。代入数据得〔Ls)max=0.23m3/sd)漏夜线对于浮阀塔塔，以F0=5作为规定最小气体负荷的标准，根据u0=N=eq\f(4Vs,πd02u0)式中d0，N，ρV均为数，故可由此求出气相负荷Vs的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏液线。那么(Vs)min=8.3m3/sf)负荷下限线取平堰上液层高度how=0.006作为液相负荷下限标准，堰上液层高度太小会造成液体在堰上分布不均，影响传质效果，设计时应使堰上液层高度大于6mm，根据how=eq\f(2.48,1000)E(eq\f((Ls)min,lw))2/3计算出Ls的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线为气相流量无关的竖直线。将数据代入how=eq\f(2.48,1000)E(eq\f((Ls)min,lw))2/3那么(Ls)min=0.0041m3/s由上可绘出塔板负荷性能图如下图5.8塔板负荷性能图操作线位介五条曲线之间，且有一定操作弹性空间，设计合理。5.2.3塔高的设计a)塔板数N取板效率为0.65，那么有实际塔板数为N=eq\f(40,0.65)=61.5圆整为62块板。b)塔顶部空间高度HD塔顶空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一次板的距离为0.6m。塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气中液滴夹带，空间高度一般取1.0～1.5m，这里取HD=1m。c)塔板间距HT由上面计算可知，HT取0.6m。d)开有人孔的板间距HT'设有人孔的上下两塔板间距应大于等于600mm，这里HT’=800mm。e)孔数现每5块板设置一个人孔，实际塔板62块，所以开12个人孔〔包括塔底人孔数〕。f)料段空间高度HF进料段高度取决于进料口的结构形式和物料状态，一般要比HT大，取HF=1000mm。g)底空间高度HB塔底空间高度具有贮存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有1～5min的储量，以保证塔底料液不致排完。提取Aspen数据塔底料液出口体积流量V=0.0152m3/s，塔径D=4.9m，t=5min，所以HB=eq\f(V·t,0.758D2)=1.2m综上可知筒体高度H=(N-1-12-1)HT+12HT,+HF+HB+HD=40.6mh)座高度筒体高度大于10m，塔径5.6m>1m，所以采用圆柱形裙座，那么有裙座高度HQ=2+EQ\F(1.5D,2)=5.7mi)头高度封头选取标准椭圆形封头，取直边段h1=40mm，曲面高度为h2==1.4m故有封头高度有h=h1+h2=1.44m5.4塔设计结果汇总表5.3塔设备选型结果名称PX精制塔塔高/mm40600塔径/mm4900塔板类型浮阀塔塔板数62材料16MnDR封头样式标准椭圆封头筒体壁厚/mm12封头壁厚/mm12裙座高度/mm57006车间布置6.1化工车间设计依据6.1.1常用设计标准、标准和规定《石油化工企业设计防火规定》GB50160-2023《爆炸和火灾危险环境电力装置设计标准》GB50058-1992《建筑设计防火标准》GB50016-2006《工业企业设计卫生标准》GBZ1-2023《工业企业噪声控制设计标准》GBJ87-1985

6.