《年产15万吨对二甲苯生产工艺设计11000字（论文）》

年产15万吨对二甲苯生产工艺设计目录TOC\o"1-2"\h\u20741年产15万吨对二甲苯生产工艺设计 126158第一章绪论 238801.1项目及背景意义 229571.2对二甲苯的性质、用途及规格 224149第二章工艺流程设计 3174772.1对二甲苯生产方法的确定 36752.2对二甲苯流程的叙述 589682.3工艺流程图 6111542.4对二甲苯生产工艺指标选择 79527表2-4-1工艺条件 719756第三章物料衡算 7272803.1原料规格、用量来源 758343.2Aspenplus的流程模拟 8308113.3物料衡算 81693表3-3-7总物料的衡算表 1320964第四章能量衡算 1484764.1反应工段部分 1499134.2提纯工段部分 15268224.3总能量衡算 1625567表4-3-1提纯工段能量衡算表 1616649第五章主要设备计算 17183355.1反应器 17320775.2塔设备 1821730表5-2-4塔顶采出状态及组成表 1895905.3换热器 2110799图2heatX模块参数输入图 23859第六章非工艺部分 2586416.1三废及处理说明三废 25268796.2节能及节能措施 2629136.3安全及安全保护措施 2623957第七章经济评价 3155977.1方法和依据 3139837.2设定基础数据 31279807.3成本估计 3172467.4产品销售收入、税金及利润 3231885表7-4-1收入及税金表 32第一章绪论1.1项目及背景意义随着我国各方面的快速发展，我国的这些年的聚酯行业也迅速的发展起来。对二甲苯（PX）作为基础的化工产品之一，它的常见用途是用来生产聚酯，并且PX在二甲苯当中它的用量是最大的。我国对于PX的生产与消费可以称为世界之最，生产占了全世界总量的20%，而消费方面占了全世界的30%。时间上来看在2010年开始，我国就已经变成了全世界消费PX最大的国家。以及2013年REF_Ref4901\r\h[1]，我国PX需求就突破1615万吨，但国内的产量仅为728万吨，供不应求需要大量进口。在我国市场出现对于PX的需求严重的供不应求的现象，是由于这些年我国的国内聚酯行业发展的太迅速。这就造成了生产聚酯的原料精对苯二甲酸（PTA）需求快速增长，而PTA的增长就会进一步导致它的上游原料PX的需求快速增长。由于PX市场需求国内自己无法满足严重的，所以就需要大量进口对二甲苯。据国内的海关统计显示，2011年我国对二甲苯进口量为4982.0kt；2012年进口量为6285.8kt；同比增长了16.80%；2017年的进口量达到14438.2kt，2018年的1-10月进口量为13018.8kt，同比增长约11.14%REF_Ref5132\r\h[2]。通过从国内对二甲苯自身的产能、消耗量，以及近年的市场方面分析，从而可以了解到国内自身产能无法满足需求量，由此发展PX生产装置建设是有蛮好的盈利的空间，并且发展前景可观。1.2对二甲苯的性质、用途及规格1.2.1主要性质对二甲苯（PX），分子式为C8H10，相对分子质量106.17，熔点13.2℃，液体的沸腾温度是138.5℃，在常温常压下是散发出的味道是芳香的气味，液体呈无色透明的状态；密度0.861g/cm3。与水不相容，对于大多数有机溶剂课混容，例如乙醇、丙酮、氯仿等。可燃物质，有一定毒性，性能相比于乙醇高些，其蒸汽形态与空气混合可以形成具有爆炸性的混合物，爆炸极限的体积分数是1.1%~7.0%。1.2.1用途在人民的日常生活当中都有对二甲苯的身影，对于现代的人类来说它以成为不可缺少的存在。例如在我们身边的交通工具所用到的汽油就有二甲苯的身影存在，其中的所占比就约有6%到10%左右REF_Ref29870\r\h[3]。优秀品质的汽油是具有良好的抵抗暴震的能力，而二甲苯在其中的作用就是提升优秀品质汽油的抗暴性。此外PX是精对苯二甲酸（PTA）以及对苯二甲酸二甲酯（DMT）的上游原料，其中PX的消耗约八成被用于PTA，还有约一成的消耗用于DMT。生产聚酯纤维和聚酯塑料所用到的原料正是以上的两种单体，此外世界九成以上是用来生产聚酯。绝大多数的聚酯目的是用来生产涤纶，而涤纶是属于在化学纤维产品当中生产和纤维最多的。我国正是一个化纤品大国，因此PX很大的一个量是用于合成纤维的。聚酯除了用于合成化纤品外，一部分的聚酯还会用于制造饮料瓶，例如我们年轻人爱喝的碳酸饮料、运动饮料、果汁等，都可以用聚酯来包装。此外对二甲苯还可以作为溶剂，还在制药工业、涂料、染料等其他领域有着广泛的用途。1.2.3产品规格本项目主要产品为99.7%对二甲苯 第二章工艺流程设计2.1对二甲苯生产方法的确定目前为止，对二甲苯主要生产方法有芳烃联产工艺技术、歧化及烷基转移工艺技术、二甲苯异构化工业技术和甲苯甲醇烷基化法。2.1.1芳烃联产法最开始生产对二甲苯的工艺方法是对汽油进行重整油裂解加氢，再者进行抽提。初工艺的主要的流程工艺为，用石脑油进行催化重整而得到石油芳烃，也就是混二甲苯。之后用深冷结晶分离，或者分子筛模拟移动吸附分离方法，将对二甲苯从混二甲苯分离出来。但此工艺无法满足日渐增长的PX的市场需求REF_Ref5517\r\h[4]。所以科学家发现了，用甲苯和C9作为原料来增产对二甲苯是为更高效直接的方法，也就是芳烃转化。石油脑是芳烃联产的原料，然后经过一系列的提纯分离得到产品。芳烃联产装置一般有二甲苯分馏、歧化、吸附分离、二甲苯异构化和提纯蒸馏五个装置，以及相配套公用工程组成REF_Ref8263\r\h[5]。2.1.2甲苯歧化及烷基转移工艺技术甲苯歧化及烷基转移工艺是用甲苯和C9/C10芳烃，在分子筛催化剂的作用下选择性转化成苯和二甲苯，此技术发展方向是研究更好的催化剂，从而进一步来提高原料的转化率以及产物的选择性REF_Ref13697\r\h[6]。该工艺实质上就是芳烃之间的能够相互转化技术。其反应主要是：甲苯歧化和烷基转移。甲苯歧化反应是指2个甲苯分子歧化反应后生成1个苯分子和1个二甲苯分子。而烷基转移反应是指1个甲苯分子与一个三甲苯分子在催化剂作用下，生成两个二甲苯分子。当前，对甲苯歧化及烷基转移工艺已经实现工业化的主要公司有：Arco/IFP公司的Xylene-Plus工艺，美国UOP公司与日本TORAY公

司联合研发了Tatoray工艺，还有Mobil公司开发的MSTDP工艺REF_Ref14638\r\h[7-9]。2.1.3.二甲苯异构化工业技术二甲苯异构化工艺技术的原料来自于，通过对汽油的催化重整或者裂解的方法产生的混合C8芳烃（不含或含少量PX）。然后在催化剂的作用下使混合的C8芳烃（OX、MX、PX和乙苯）发生异构化反应，使其中的对二甲苯的浓度达到一个平衡浓度值，这样就可以提升对二甲苯的产量，这是C8芳烃的4种异构体之间的转化技术REF_Ref23899\r\h[10]。当前大概有十几种可以实现该技术工业化，在市场竞争力方面有较强的技术有：Mobil公司的MHAL技术、UOP公司的lsomer技术和Axens公司的Octafining技术REF_Ref23945\r\h[11]。2.1.4.甲苯甲醇烷基化法甲苯甲醇烷基化法是用甲苯和甲醇作为原料，在一定反应条件下和催化剂作用下进行烷基化制备出对二甲苯。该工艺原料甲醇价格便宜而且市场产量多，而且相比之前的工艺方法，它提高了原料的利用率，产物的选择性高，成本相对低，污染小对环境更友好等一些优点。所以至今还是竞相研究的热点。目前，研究人员普遍认为甲苯甲醇烷基化是正碳离子机理进行对于苯环亲电取代反应，甲醇在催化剂活性中心作用下表面质子化生成碳正离子，然后碳正离子和甲苯作用，把甲基部分转移到苯环上，主要生成了邻二甲苯（OX），PX,还有少量间二甲苯(MX)REF_Ref21241\r\h[12]。在分子筛催化剂ZSM-5的孔道内部，反应生成的三种二甲苯异构体，PX的动力学直径比OX和MX要小，通过分子筛具有扩散优势。而另两种异构体由于分子筛带来的扩散阻力，降低了反应的异构化的几率，从而使产物PX选择性提高REF_Ref21434\r\h[13-15]。主反应：副反应：此外，该工艺最大的吸引力是产物PX的收率高，相比较于甲苯歧化这个传统工艺产物的收率要高一倍：以及每产生1t的PX产品所用到的甲苯，可以从甲苯歧化工艺的2.8t降到1.0t。总结上述的方法，与其他工艺相比，本工艺方法在原料利用率更高、能源消耗更低以及对环境更友好，经济效益可观。本次项目设计方法选用甲苯甲醇烷基化法。2.2对二甲苯流程的叙述在年产15万吨对二甲苯生产装置的工艺设计过程中，可将生产工艺大体分为两个工段，第一阶段工段为反应工段，第二工段为提纯工段。2.2.1对二甲苯的反应工段原料甲苯和甲醇与水(循环水)进行一个混合，同时与回流的甲苯混合，混合后的原料先进行预热，预热部分是利用烷基化反应器出来的高温度气体，让高温的气体与混合的原料进行两级换热，使温度升至280℃。之后原料在经过加热炉的汽化，让温度上升至490℃，然后与经过预热的氢气混合，一同进入反应器在反应，反应器是固定床反应器。经过反应后的物料先后进行换热、和冷却的步骤，之后进入层析器对油水进行一个分离。对于分离出来的水相其中一部分会进入烷基化反应器，从中起到阻碍温度过高的而造成的结焦以及对于催化剂的一个保护作用，而另一部分是以废水的形式前往污水处理系统。以及气相部分会进行压缩冷却，之后进行变压吸附脱氢，回收提纯的氢气可以继续循环使用，还得到烃类气体进行提存解析可以成为燃料气。2.2.2对二甲苯的提纯工段油水分离后的的油相进入甲苯分离塔（T101），对于没反应完全的甲苯进行一个分离，甲苯是于塔顶出来，之后得到的甲苯再次进行循环。其中产生的尾气进行火炬，甲苯分离塔的塔釜流出物将前往二甲苯分离塔（T102）进一步分离提纯，重组分从塔釜流出，塔顶的产物再进行膜分离REF_Ref21829\r\h[16]得到产物PX纯度可达99.7%和混二甲苯。2.3工艺流程图图2-3-1反应工段的工艺流程图图2-3-2提纯工段工艺流程图2.4对二甲苯生产工艺指标选择通过AspenplusV11软件的计算优化软件优化，结合本项目制定的年产15万吨对二甲苯的背景，选取工艺条件如下：表2-4-1工艺条件工段名称反应温度（℃）压力（Mpa）反应490-5300.45提纯40-1800.1-0.9第三章物料衡算3.1原料规格、用量来源本项目生产所需的原料是甲苯以及甲醇。辅助原料催化剂ZSM-5,以及载气氢气。本项目每年消耗甲苯16713.497吨、甲醇6088.286吨，技术要求均符合优等品，具体数据见下表3-1-1。表3-1-1原料供应表名称单位时耗量年耗量规格甲醇t7687.236088.286优等品甲苯t21102.916713.497优等品3.2Aspenplus的流程模拟该项目采用AspenplusV11软件进行流程模拟，模拟图如下。图1aspen的流程模拟图3.3物料衡算3.3.1该项目的反应工段物料衡算通过用aspenplusV11软件对于反应工段进行的物料衡算，数据结果详情见下表3-3-1。表3-3-1反应工段的物料衡算表进出的物料流股的名称相态流股的压力MPa质量的流量kg/h摩尔的流量kmol/h项目的进料CH4O液相0.17702.64120.78C7H8液相0.121124229.3混合罐出料3液相0.51236031666.54换热器进料4气液混合0.51236031666.54换热器出料5气相0.51236031666.54加热炉出料6气相0.51236031666.54反应器进料7气相0.51240591889.92反应器出料8气相0.451240591892.17换热器进料9气相0.451240591892.17换热器出料10气液混合0.451240591892.17冷却器出料11气液混合0.451240591892.16压缩机进料12气相0.45984.357228.758冷却器出料13气相0.5984.357228.758分离器进料14气液混合0.5984.357228.758液体出料15液相0.523.19990.242295气体进料16气相0.5961.157288.515气体出料17气液混合0.5552.05719.6747脱氢出料18气相0.5409.101200.456氢气进料H2-1气相0.546.545822.93加热器进料20气相0.5455.646223.386加热器出料21气相0.5455.646223.386层析器出料22液相0.451145391189.64各流股的详细物料组成详情见表3-3-2、表3-3-3。表3-3-2反应工段的流股组成表流股的名称质量的组成%C6H6C7H8CH3HOHOXMXPX1:2:4BENCH4O000.9980000C7H80.0010.9990000030.0140.6750.0640.00190.023390.1847040.0140.6750.0640.00190.023390.1847050.0140.6750.0640.00190.023390.1847060.0140.6750.0640.00190.023390.1847070.0140.6730.06380.00190.023310.1840080.0140.5040.00210.01740.04650.33890.000290.0140.5040.00210.01740.04650.33890.0002100.0140.5040.00210.01740.04650.33890.0002110.0140.5040.00210.01740.04650.33890.0002120.020.2350.00560.00240.00680.05208.3e-06130.020.2350.00560.00240.00680.05208.3e-06140.020.2350.00560.00240.00680.05208.3e-06150.0160.5700.00200.17310.04690.34390.0001160.020.2270.00570.002040.00580.04504.9e-06170.0350.3920.00990.003530.01010.07768.5e-06180.00040.0050.00130.000040.000130.00111.2e-07H2-10000000200.00040.0050.00010.000040.000120.00091.0e-07210.00040.0050.00120.000040.000120.00091.0e-07220.01510.5450.00180.018830.050380.36670.00022表3-3-3反应工段的流股组成表流股的名称质量组成%H2OH2CH4C2H4C2H6C3H6C3H8CH4O0.002000000C7H8000000030.03531.28e-053.47e-066.0e-050.00010.000430.0004540.03531.28e-053.47e-066.0e-050.00010.000430.0004550.03531.28e-053.47e-066.0e-050.00010.000430.0004560.03531.28e-053.47e-066.0e-050.00010.000430.0004570.03530.003647.86e-066.22e-050.00010.000430.0004580.06990.003580.000150.000320.000370.000810.0008690.06990.003580.000150.000320.000370.000810.00086100.06990.003580.000150.000320.000370.000810.00086110.06990.003580.000150.000320.000370.000810.00086120.06080.443540.01820.030270.032320.0450.04690130.06080.443540.01820.030270.032320.0450.04690140.06080.443540.01820.030270.032320.0450.04690150.00090.000080.000010.000090.000140.000550.00058160.06220.45420.018640.031010.033090.04610.0480170.10730.059310.032130.0322350.057040.07940.0827180.00140.098710.000440.0007280.000780.00110.0011H2-100.992090.007900000200.00130.98760.00120.000650.000690.000970.00101210.00130.98760.00120.000650.000690.000970.00101220.00080.000079.3e-068.2e-050.000120.000490.000523.3.2提纯工段的物料衡算通过aspenplusV11软件对于提纯工段物部分的料衡算，数据结果详见表3-3-4。表3-3-4提纯工段的物料衡算表进出的物料流股的名称相态流股的压力MPa质量的流量kg/h摩尔的流量kmol/h项目出料PX液相0.918757.6176.68副产物出料34液相0.95140.6348.4199回收塔出料27气相0.1247.61674.1979回收塔出料28液相0.13723994.3225.976分离塔进料29液相0.323994.3225.976分离塔出料30液相0.123898.3225.1分离塔出料31液相0.11795.9770.876224加热器进料32液相0.923898.3225.1分离器进料33液相0.923898.3225.1流股详细的物料组成详见表3-3-5、表3-3-6。表3-3-5提纯工段的流股组成表流股名称质量组成%C6H6C7H8CH3HOHOXMXPX1:2:4BENPX3.78e-151.151e-0800.00010.000150.99973.0e-08341.38e-0115.519e-0500.36690.558390.07440.00011270.034750.39770.00960.000460.005820.04852.980e-11282.954e-121.184e-057.43e-200.080080.120.79880.00108292.954e-121.184e-057.43e-200.080080.120.79880.00108302.97e-121.188e-0500.079020.120230.80072.356e-05316.3e-234.483e-1100.344630.063040.32890.2634322.97e-121.188e-0500.079020.120230.800712.357e-05332.97e-121.188e-0500.079020.120230.800712.357e-05表3-3-6提纯工段的流股组成表流股名称质量组成%H2OH2CH4C2H4C2H6C3H6C3H8PX0000000340000000270.10780.13930.013570.042050.047930.071860.08056281.73e-052.19e-328.92e-2703.79e-2402.85e-28291.73e-052.19e-328.92e-2703.79e-2402.85e-283000000003100000003200000003300000003.3.3总物料的衡算通过aspenV11软件模拟可得总物料衡算，衡算的数据结果详见表3-3-7。表3-3-7总物料的衡算表进料出料流股名称质量流量单位摩尔流量单位流股名称质量流量单位摩尔流量单位CH4O7702.64kg/h240.77kmol/h17552.06kg/h28.06kmol/h2747.624.20C7H821124229.3254279.25237.013195.980.88H2-146.5522.93345140.6348.42PX18757.6176.68循环C7H8-CYC90497.5kg/h959.47kmol/hC7H8-CYC90497.5kg/h959.47kmol/h248558.51474.01248558.51474.01H2O4279.25237.01H204279.25237.01第四章能量衡算同上可通过aspenplusV11软件对该项目进行能量衡算，通过aspenplusV11软件模拟可得到每股物流的质量焓（massenthalpy）、摩尔焓（Molarenthalpy）与质量熵(Massentropy)、摩尔熵(Molarentropy)，以及焓流量（Enthalpyflow）。4.1反应工段部分反应工段能量衡算详见表4-1-1。表4-1-1反应工段能量衡算表进出物料流股名称摩尔焓kcal/mol质量焓kcal/kg摩尔熵cal/mol·K质量熵cal/g·K焓流Gcal/h项目进料CH4O-57.7382-1804.75-59.6452-1.86436-13.9013C7H83.6436239.5513-79.2838-0.860620.83548混合罐出料3-17.0907-230.432-73.0726-0.985232-28.4822换热器进料4-13.8901-187.28-63.265-0.852998-23.1484换热器出料5-0.843954-11.379-33.4599-0.451137-1.40648加热炉出料67.5414101.68-20.6973-0.2790612.568反应器进料77.03356107.15-17.1382-0.26108413.2929反应器出料86.56983100.204-15.0591-0.22968412.4312换热器进料9-4.92068-75.051-33.0962-0.504788-9.31074换热器出料10-7.73956-118.045-39.431-0.601407-14.6445冷却器出料11-11.9967-182.976-51.7033-0.788586-95.0394压缩机进料12-0.81654-189.758-3.83447-0.891103-0.186789冷却器出料13-0.72368-168.1781-3.75307-0.8721856-0.165547分离器进料14-0.82624-192.012-4.07464-0.946918-0.189009液体出料15-0.150237-1.56905-85.6382-0.89439-3.6401e-05气体进料16-0.826957-196.609-3.98816-0.948186-0.188972气体出料17-8.2862-421.16-16.6275-0.84512-0.232504脱氢出料180.092466445.3078-2.84371-1.393390.0185355氢气进料H2-1-0.01813-8.92964-3.17777-1.56548-0.0004157加热器进料200.081114439.7673-2.87686-1.410410.0181198加热器出料213.244451590.633.391081.662520.724764层析器出料22-0.331993-3.44818-86.4258-0.89764-0.3949534.2提纯工段部分提纯工段能量衡算详见表4-2-1。表4-2-1提纯工段能量衡算表进出物料流股名称摩尔焓kcal/mol质量焓kcal/kg摩尔熵cal/mol·K质量熵cal/g·K焓流Gcal/h项目出料PX1.9517618.3838-87.2086-0.8214250.344837副产物出料341.9156918.044-84.3806-0.7947850.092758回收塔出料27-3.98889-351.661-5.51284-0.486013-0.0167449回收塔出料280.2872812.70559-89.4308-0.8422520.0649185分离塔进料290.2970052.79717-89.4212-0.8421620.067116分离塔出料30-0.3681-3.46716-91.0128-0.857256-0.0828591分离塔出料31-1.47513-13.4672-92.9618-0.848697-0.00129254加热器进料32-0.320852-3.02213-90.9645-0.856802-0.0722236分离器进料331.9480218.3485-85.7206-0.8074090.4384994.3总能量衡算提纯工段能量衡算详见表4-3-1。表4-3-1提纯工段能量衡算表流股名称摩尔焓kcal/mol质量焓kcal/kg摩尔熵cal/mol·K质量熵cal/g·K焓流Gcal/h进料CH4O-57.7382-1804.75-59.6452-1.86436-13.9013C7H83.6436239.5513-79.2838-0.860620.83548H2-1-0.01813-8.92964-3.17777-1.56548-0.0004157出料17-8.2862-421.16-16.6275-0.84512-0.23250427-3.98889-351.661-5.51284-0.486013-0.016744925-68.3568-3785.91-39.1041-2.16576-16.200931-1.47513-13.4672-92.9618-0.848697-0.00129254341.9156918.044-84.3806-0.7947850.092758PX1.9517618.3838-87.2086-0.8214250.344837循环C7H8-CYC0.8087698.57468-83.1413-0.8814750.775987H2O-68.3568-3785.91-39.1041-2.16576-16.2009第五章主要设备计算5.1反应器根据aspenplusV11软件模拟计算此车间工艺项目，可知成烷基化反应器入口物料的体积流量为23740.46m3/h。由文献查阅可知在反应温度为490℃和压力为0.45Mpa条件下，选取ZSM-5为催化剂，甲苯甲醇选取空速为1h-1。催化剂堆积密度ρp=0.68g/cm2比表面积Sg催化剂藏量GC=2433.5kg

V为了保证反应过程的气流变得稳定，依据《工业催化》，固定床反应器长径通常在3-6之间，这里选取反应器长径比为4，反应器的装填系数是0.6，得：反应器体积V反应器直径：D反应器筒体高度：H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所以反应器总高H将反应器直径进行圆整4m，反应器的高度整圆为13m5.2塔设备选用二甲苯分离塔作为本次工艺设计项目塔设备的计算案例分析，运用AspenplusV11对二甲苯分离塔做设备计算。先确定二甲苯分离塔的一个进料状态及组成，其具体数值如下表5-2-1所示表5-2-1二甲苯分离塔进料状态与组成表状态温度150.8℃压力0.3Mpa气相摩尔分率0液相摩尔分率1质量流量23994.25kg/h体积流量32.92m3/h摩尔组成/%OXMXPX1:2:4BEN8.012.079.910.09然后确定塔的出料状态及组成。（1）塔顶采出塔顶采出主要为项目二甲苯，状态及组成详见下表5-2-2。表5-2-2塔顶采出状态及组成表状态温度138.457℃压力0.1Mpa气相摩尔分率0液相摩尔分率1质量流量23898.3kg/h体积流量32.25m3/h摩尔组成/%OXMXPX1:2:4BEN7.91280.1微量（2）塔底采出塔底采出的主要为重组分状态及组成详见下表5-2-3。表5-2-4塔顶采出状态及组成表状态温度152℃压力0.11Mpa气相摩尔分率0液相摩尔分率1质量流量95.97kg/h体积流量0.1294m3/h摩尔组成/%OXMXPX1:2:4BEN35.56.533.924.1运用AspenplusV11对二甲苯塔单独建立流程模拟，输入各项条件如下图。图2-1建立二甲苯分离塔流程模拟图图2-2建立二甲苯分离塔流程模拟图运用Aspenplusv11软件模拟可得进料塔板（自上而下）为第15块塔板，因为进料处体积流量较小，所以即可选取板径较小的填料塔来进行产品的分离。运用aspenplusV11软件塔设计模块模拟塔设计的工艺参数计算，具体过程如下图所示。图3-1塔模块数据输入图图3-2塔模块数据输入图设计塔板间距为0.6米，精馏段塔径为2.6米，提馏段塔径为2.5米，对塔进行水力学校核，具体数值详见下图所示。图3-3塔水力学校核图图4-1塔水力学校核图对于二甲苯分离塔进行塔径圆整，整体塔径为2.6米，且校核结果无误，由此可得塔塔高为17米（不含底座）。5.3换热器5.3.1冷却器选择以E104为典型换热器进行选型计算。由aspenplusV11软件模拟可以确定冷却器入口流股状态，详细情况见表5-3-1。表5-3-1冷却器入口流股状态表温度156.7℃压力0.45Mpa质量流量32187.39kg/h体积流量44.572m3/h组成C7H8CH3OHOXMXPXH2O质量分数%43.80.452.56.546.380.37比热容kJ/（kg·℃）2.5179由上表可计算出该流股的平均比热容为2.5179kJ/（kg·℃），质量流量为32187.39kg/h。换热器类型选用的是固定管板式换热器，选择冷却水作为换热介质，设置冷却水由25℃升温至40℃。代入如下公式：①计算热负荷与冷却水流量：热负荷QD=②计算两流体的平均温差（暂时按逆流单壳程、多管程计算，下同）。逆流时平均温度差为：QUOTE△tm'=△t2−△t1查图得：ϕ△t△③初选换热器规格。根据两流体的状况，假设K=1400S=利用aspenEDR组件进行换热器核算，在aspen中将heater模块替换为heatX模块，输入换热器参数如下。图2heatX模块参数输入图然后将heatX模块导入到EDR组件中进行核算，可以得到如下数据。图2EDR模块核算输入图核算结果如下图。图2heatX模块核算结果图图2EDR模块核算结果图冷却器经核算后符合工艺要求，从EDR中导出冷却器基本结果图如下。图2EDR模块导出冷却器结构图参考化工工艺手册，换热器系列标准选定冷却器型号为BEU400I-0.6-39.6型换热器（固定管板式换热器）。第六章非工艺部分6.1三废及处理说明三废6.1.1.废气该项目主要的废气为甲苯分离塔的塔顶排放的尾气，尾气成分包括未反应完的甲苯、甲醇、氢气以及反应产生烷烃气，可以对这部分废气可进行火炬，并且所产生的热量供反应使用。相关的装置区域的可能会出现跑、冒、滴、漏，从而造成无组织的排放，对于出现这样的状况就需要选定合适的阀门以及定期检查进行维护修理。对于废气进行火炬处理所产生的的二氧化碳，因人们注意到全球变暖，国家对于二氧化碳的排放进行了管控，所以就需要对二氧化碳集中进行收集，一些有条件的可以送往尾气处理厂进行集中的一个处理，规避排放到大气层中而加重全球的温室效应，保护了环境。6.1.2.废液该项目主要的废液为水相分离出来的废水，废水当中99.7%是水，剩余当中含量主要是少量的甲醇、二甲苯、甲苯。对于有危害的这部分杂质，选用吸附脱除的方法（泥炭、活性炭）就能使绝大部分杂质去除去，有条件可以送往园内的废水处理厂，处理后的废水需达到规定标准才可以进行排放。6.1.3.废渣该项目的废渣主要为催化剂残渣。装置定期更换失效的催化剂残渣，处理的方式是用填埋等方式处理。本项目产生的催化剂残渣通过送当地填埋场填埋处理。另外还有生活上的垃圾以及工业垃圾，联系当地环境卫生相关部门定期的运输和清理，对它们进行无害化的处理。6.2节能及节能措施6.2.1.耗能分析本车间工艺项目耗能较大的设备主要有烷基化反应器、换热系统、以及塔的相关设备换热系统。6.2.2.节能措施（1）对于设备尽量都选用能量消耗低但是效益回报方面高的设备；（2）在公用设施方面，要尽可能的减少非必要的能源消耗，例如在集中供水方面还有集中供热方面；（3）为了降低温度流失而造成能量消耗，在采用材料方面尽可能选取隔热效果好的材料，通常阀门、储罐以管道等容易能量流失，因此阀门尽量采用保温效果好的，储罐的内壁的材料也要采取保温效果好的材料，同样在选取管道材料方面也是；（4）本项目有循环水的部分，增加循环用水的比例，从而减少在用水方面的损耗；（5）对于厂内车间相关设备的布置安排，尽可能采用设备间的位差从而来运输相关的物质，目的这样的方式可以降低能源的消耗，另外对于各个车间部分设置用电、用水的用量表，可以对其实时监测和控制。（6）定期加强对于人员的培训，对管理制度更好的规范，定期进行操作方面考核，从而提高和加强了车间内员工的节约能源减少排放的意识。6.3安全及安全保护措施6.3.1.主要危害因素（1）具有火灾及爆炸危险性工艺生产中的甲醇是重要的原材料，甲醇的挥发性能较强，其挥发的蒸汽与空气混合，到达一定浓度遇到明火可引发爆炸。甲醇的流动性及扩散性较强，蒸汽密度比空气略大，有风情况容易随风飘散，无风时也能够沿地面去往地势低的地方扩散。如果甲醇储罐泄漏破裂，遇到明火，就会引发火灾。工艺生产中氢气是作为载气，属于易燃易爆气体，如果运输过程储存方式不当就可能发生火灾爆炸等灾害。由于氢气密度小，如果泄放于空气，会快速的升空并且扩散，而且不会在空中一定区域进行停留。工艺生产的产物二甲苯，易燃液体，能与空气混合成为具有爆炸性的混合物。如遇火灾容器泄漏出来的物体会进一步严重火势增（或增加蒸汽浓度）。（2）高空作业危害此项目的车间的厂房建筑是采用框架的结构，因此这会让操作人员，在工作过程的高度很高，例如项目的甲苯分离塔、二甲苯分离塔，这些设备就是安装在框架结构的厂房内，这会使对于塔类设备作业是时因为高度存在危险。（3）雷电该项目的主厂房是时运用框架结构，而甲苯分离塔和二甲苯分离塔是高度较高且危险性大的塔类设备。如遇到雷雨天气，这些设备的避雷设施不够完善，就容易招致雷电攻击，且因此导致火灾或其他一系列灾害，引发悲剧。本项目的甲醇、氢气、二甲苯等有属于易燃易爆的化学品，这样就会引发爆炸以及其他严重的后果。电气设备选用对于选用电器设备上，如果选取的电器设备不正确，就会成为隐藏风险，最终很可能会对造成极大的影响。6.3.2.危险、有害物质应急与防护措施（1）甲醇CH3OH表6-3-1甲醇性质表英文名Methanol化学分子式CH3OH分子量32.04外观和性状透明无色的液体理化特性熔点/凝固点（°C）-98自燃温度（°C）385相对密度（水=1）0.791蒸汽密度（空气=1）1.11临界温度（°C）240临界压力（MPa）7.87燃料热（液态）（KJ/mol）726.89具体的急救措施可以参考表6-3-2。表6-3-2甲醇急救措施表急救措施不当操作处理方法皮肤接触立即脱下身上受污染的衣服，先用洗涤剂除去表面，再用大量清水一直冲洗，如还感到不适，应及时就医眼睛接触用手撑开眼睑，使受污染的眼球部分充分暴露，立马用大量的流动清水又或者生理盐水，不停冲洗20分钟左右，并且送往医院吸入快速逃离污染现场到有流通的空气地方，目的使自身能够通常呼吸。如发生呼吸困难，给予输氧，出现呼吸停止，马上给予人工呼吸，送医院救治。食入误食的人即刻进行涑口，立马喝大量的水，先自行进行催吐，人员有条件吞生鸡蛋或者牛奶，尽快送医院救治（2）甲苯C7H8表6-3-3甲苯性质表英文名Toluene分子式C7H8分子量92.14性状无色透明的液体，气味是有类似苯的芳香理化常数熔点-94.9℃沸点110.6℃密度0.87（水=1）爆炸极限1.2-7.0%引燃温度535℃最小点火能2.5mj最大爆炸压力0.666Mpa具体的急救措施可以参考表6-3-4。表6-3-4甲苯急救措施表类别不当操作处理方法急救措施吸入快速逃离污染现场到有流通的空气地方，目的使自身能够通常呼吸。如发生呼吸困难，给予输氧，出现呼吸停止，马上给予人工呼吸，送医院救治。食入饮足量温水催吐，就医皮肤接触立即脱下身上受污染的衣服，先用洗涤剂除去表面，再用大量清水一直冲洗，如还感到不适，应及时就医眼睛接触用手撑开眼睑，使受污染的眼球部分充分暴露，立马用大量的流动清水又或者生理盐水，不停冲洗20分钟左右，并且送往医院（3）氢气表6-3-5氢气性质表英文名Hudrogen分子式H2分子量2.01性状无色无臭气体理化常数熔点-259.2℃沸点-252.8℃密度0.07（空气=1）爆炸极限4.1-74.1%引燃温度400℃最小点火能量0.019mj最大爆炸压力0.720Mpa具体的急救措施以及应急处理方式可以参考表6-3-6。表6-3-6氢气急救措施及应急处理方式表类别不当操作处理方法急救措施吸