甲苯甲醇烷基化法年产30万吨对二甲苯车间设计

毕业设计说明书

作 者: 学 院: 专业(方向):

学 号： 化工学院 化学工程与工艺

题 目: 甲苯甲醇烷基化法年产30万吨对二甲

苯车间设计

指导者： 讲师

(姓 名) (专业技术职务)

(姓 名) (专业技术职务)

评阅者： 讲师

(姓 名) (专业技术职务)

2015 年 5 月

声 明

我声明，本毕业设计说明书及其研究工作和所取得的成果是本人在导师的指导下独立完成的。研究过程中利用的所有资料均已在参考文献中列出，其他人员或机构对本毕业设计工作做出的贡献也已在致谢部分说明。

本毕业设计说明书不涉及任何秘密，南京理工大学有权保存其电子和纸质文档，可以借阅或网上公布其部分或全部内容，可以向有关部门或机构送交并授权保存、借阅或网上公布其部分或全部内容。

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毕业设计说明书中文摘要

此次工艺设计目的为年产30万吨对二甲苯，采用的方法为甲苯甲醇烷基化法。所采用的方法相比于其他方法具有“产率高、污染小、成本低”的优点。设计是采用通过Aspen Plus、CUP-TOWER、Sw6等专业化工软件，对生产工艺进行模拟、设计，最终获得甲苯甲醇烷基化法年产30万吨PX生产车间设计资料。设计资料主要包括：设备材料的选取、设备选型、设备成本估算以及部分设备的设计图纸。除单个设备的设计外，还进行了热集成网络的简单说明。在完成设备设计后，还对车间布置作了简单说明。 关键词 对二甲苯 甲苯 甲醇 Aspen Plus 烷基化 毕业设计说明书外文摘要

Title The workshop design of an annual output of 300000 tons of paraxylene with alkylation of toluene with methanol method Abstract The process is designed to produce 300000 tons of paraxylene with Alkylation of toluene with methanol method. Compared with other methods, the adopted method has the advantages of higher production rate, less pollution and lower cost. Design is used by professional chemical software Aspen Plus, CUP-TOWER, Sw6 etc., on the production process of simulation, design, and ultimately won the alkylation of toluene with methanol method of annual production capacity of 3 million tons of PX production workshop design. The design material mainly includes: equipment material selection, equipment selection, equipment cost estimation and design drawings of some equipment. In addition to the design of a single device, a brief description of the thermal integration network is also carried out. After the design of the equipment, the workshop layout is simply explained. Keyword xylene toluene methanol Aspen Plus alkylation

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目录

1 概况 ................................................................... 1

1.1 课题简介 .......................................................... 1 1.2 课题要求 .......................................................... 1 1.3 设计依据 .......................................................... 1 1.4 设计原则 .......................................................... 2 2 生产工艺 ................................................................ 3

2.1 工艺简介 .......................................................... 3 2.2 工艺路线说明 ...................................................... 9 2.3 甲苯甲醇烷基化法工艺流程模拟 ..................................... 14 2.3 系统物料衡算 ..................................................... 16 2.4 系统能量衡算 ..................................................... 16 2.5 自控系统设计说明 ................................................. 17 2.6 三废处理 ......................................................... 18 3 主要设备介绍 ........................................................... 19

3.1 烷基化反应器（固定床平推流） ..................................... 19 3.2 换热器 ........................................................... 23 3.3 精馏塔 ........................................................... 30 3.4 泵 ............................................................... 40 3.5 储罐 ............................................................. 41 4 车间设计 ............................................................... 42

4.1 概论 ............................................................. 42 4.2 车间布置要求 ..................................................... 42 4.3 车间简单布置 ..................................................... 42 4.4 安全生产 ......................................................... 46 5 经济估算 ............................................................... 50

5.1 估算依据及方法 ................................................... 50 5.2 估算成本 ......................................................... 50

结论 ...................................................................... 52 致谢 ...................................................................... 53 附件 ...................................................................... 56

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1 概况

1.1 课题简介

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对二甲苯（p-xylene，对二甲苯）在化工行业内是合成纤维、树脂、制备农药、合成塑料的重要原料。随着国内化工行业的快速发展，对二甲苯的需求量也是不断增加的。然而国内的PX产量不能满足国内对PX的需求，且国内PX的生产工艺未能跟上世界一线，因此本课题的重要性不言而喻。目前国内工业上制备PX的方式主为采用甲苯、C9芳烃及混合二甲苯的歧化或异构化。而本次设计是使用改性ZSM-5分子筛催化剂催化，在400℃下平推流固定床反应器中使甲苯与甲醇进行烷基化反应从而生成PX的工艺。此工艺的优点有：

（1）产物PX选择性高，副产物少，目标产物浓度高；

（2）原料的转化率高，未反应原料大部分可以回收重新利用，减少了物料浪费，降低了生产成本；

（3）副产物主要为H2O，邻、间位二甲苯污染小，属于环境友好型生产工艺，满足绿色生产的要求。

1.2 课题要求

本设计拟采用Aspen Plus、CUP-TOWER、Sw6等专业化工软件以及AutoCAD制图软件对采用甲苯甲醇烷基化法年产30万吨PX的生产车间进行模拟、分析，并进行设备选型和设计，对生产过程进行工程优化，最后获得整套的车间设计说明书。在此基础上对生产过程的经济、环保等性能进行计算分析。

1.3 设计依据

（1）《化工工艺设计手册（第5版）》 ； （2）化工设计设备、材质相关国家标准； （3）《化工原理（第2版）》 ，钟秦等编著；

（4）《化工流程模拟实训-Aspen Plus教程》 ，孙兰义主编； （5）《化工设备机械设备基础》 ，董大勤主编； （6）《化学反应工程（第三版）》 ，陈甘棠主编； （7）国家经济、建筑、环保等相关政策。

（8）《化工工厂初步设计文件内容深度规定》（2001年6月1日国家石油和化学工业局

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发布）。

1.4 设计原则

（1）设计从实际出发，保证质量过关的同时尽量减少经济支出； （2）设备设计应服从国家标准，做到设备能够国产化；

（3）主张主体工程与环境保护，消防措施齐全，安全设备配套完整，提供一个良好的人文环境。

（4）充分依托现有社会公共设施，以降低投资，加快项目建设进度，采取切实可行的措施节约用水；

（5）贯彻主体工程与环境保护、劳动安全和工业卫生、消防同时设计、同时建设、同时投产；

（6）消防、卫生及安全设施的设置必须贯彻国家关于环境保护、劳动安全的法规和要求，符合石油化工行业的相关标准；

（7）所选择的产品方案和技术方案应是优化的方案，以最大程度减少投资，提高项目经济效益和抗风险能力。科学论证项目的技术可靠性、项目的经济性，实事求是地做出研究结论。

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2 生产工艺

2.1 工艺简介

2.1.1 课题背景

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PX中文名称对二甲苯，又称1，4-二甲苯 ，分子式：C8H10或C6 H4 (CH3)，分子量106.17，属于易燃类液体，其蒸汽与空气可形成爆炸性混合物，遇明火、高热能引起燃烧爆炸，与氧化剂能发生强烈反应。流速过快，容易产生和积聚静电。其蒸汽比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。常温常压下为无色透明液体，有类似甲苯的气味。因此贮运时既要远离火种、热源，避免阳光直晒，又要有保温设施，并防止泄漏。

目前PX在中国主要用于生产PTA、DMT以及制药领域。并且对二甲苯是石化工业的基础有机原料，在化纤、合成树脂、农药、塑料、医药等众多化工生产领域有着广泛的用途。它主要用于生产对苯二甲酸二甲脂和纯的对苯二甲酸[1]。PX还可用作溶剂以及作为香料、油墨等生产原料，用途十分广泛。并且其作为最重要的化工原料之一，在过去几年内的需求有着强烈增长的趋势。通过对PX的产能、产量、需求量以及近年来市场情况进行分析，得出由于产能增长不及需求增长，预计到2020年国内对二甲苯 (PX)仍存在供应缺口，发展对二甲苯 (PX)具有良好的前景和盈利空间。

根据统计数据显示，每年用于生产DMT的PX仅为几万吨，制药领域所消耗的 PX也仅为 PX总消费量的5％左右，它们对PX需求的影响微乎其微；而PTA每年消耗的PX约占PX总消费量的90％，因此PTA的消费增长是拉动PX需求增加的直接因素。

对二甲苯 (PX)是用于生产精对苯二甲酸(PTA)的基本原材料。目前芳烃主要来自石油化工工业中的催化重整 、石脑油裂解 、低碳烃类芳构化和芳烃类转化工艺，仅有少部分来自煤化工中的煤焦油。利用替代原料 ，如甲醇、液化气 (LPG)和生物质，生产包括PX在内的芳烃新技术正在脱颖而出[2]。

上世纪70年代，Yashima等首先注意到各种阳离子交换的Y沸石催化剂上甲苯与甲醇的烷基化反应，可得到45%~50%相对高含量的对位异构体，突破了该温度下的热力学平衡值，呈现出一定的对位选择性。

目前，Mobil公司的Chen等以ZSM-5为催化剂，进行了甲苯甲醇选择性烷基化的系统研究，发现采用大晶粒HZSM-5催化剂得到的液体产物中，对二甲苯的含量比以往要高很多。

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自此以后，一系列使ZSM-5分子筛催化剂在甲苯烷基化反应中产生高对位选择性的处理技术相继见诸报道，改性ZSM-5的相关文献也很多。

综合分析发现，ZSM-5是甲苯甲醇烷基化反应合成对二甲苯较合适的择形催化材料。目前，国内外甲苯甲醇烷基化催化剂研究都是围绕ZSM-5沸石展开。

甲苯甲醇烷基化合成PX(简称MTX)是一条新工艺路线。与传统的甲苯歧化工艺相比，该工艺技术的最大优势是以甲苯和低成本的甲醇作为原料，生产出高浓度的PX，而仅有很少量的副产物苯和C9。新工艺中，甲醇的引入提高了甲苯利用率，理论上每生产1吨PX只需要耗用1吨的甲苯，而传统的甲苯歧化工艺，每生产1吨PX需要耗用约25吨的甲苯，且副产物较多。因此新工艺收率高，成本低。

2000年以前，发展比较缓慢，但供需关系相对平衡，2000年国内自给率为88%；2000年到2010年，中国PX项目迅速发展，生产能力一跃成为世界第一；2010年至2013年，国内市场需求持续走高，而PX建设却步伐放缓，产能开始无法满足需求[3]。资料显示，2012年，中国对PX的实际需求为1385万吨，已经成为全球最大的PX消费国，占全球消费量的32%，但中国PX总产能仅为880万吨，自给率只有63%。这是由于近年来产业链发展不均衡，才会导致出现了原料PX发展速度相对缓慢。然而下游PTA产业发展仍然呈迅猛的态势，导致产业链上下游产品布局不同步。目前我国PTA企业大多依赖进口解决PX的供应 ，我国现有和未来新增的PTA装置仍主要集中在华东、华南沿海地区，该地区的PX供需缺口将进一步扩大，尤其是浙江、江苏和福建地区。国内新建 PX装置，要从有利于促进下游 PTA产业发展的角度考虑，在解决原料供应的前提下，应优先考虑在贴近下游 PTA市场布局的 PX项目，如沿江、沿海等省市，发挥项目的区域优势，在局部地区形成上下游一体化的产业链，增加 PX-PTA-聚酯产业链的整体竞争力。由于国内煤资源丰富，煤制甲醇产能过剩。而且目前市场上甲醇价格约2800元/吨，而甲苯则高达l万元/吨。因此，甲苯甲醇烷基化合成PX技术的开发和应用，实现了煤化工与石油化工的有机结合，将有效缓解国内甲醇产能过剩的问题。

一个国家的化工水平有几个指标可以大致概括一下，一个是它的炼油能力，还有一个是乙烯的产量，PX即二甲苯的产量也是一个国家化工化学水平的重要指标。PX即二甲苯的产量也是反映一个国家化工水平的标志性产品，这就说明PX是一个非常重要的战略物品。2012年l2月27日，国内首套甲苯甲醇烷基化工业装置在扬子石化完成工业运行试验。运行结果表明，装置满负荷运行平稳，各项技术指标优于设计值，工艺技术方案可行。这标志着中国

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石化成为拥有甲苯甲醇烷基化专有技术的公司，而且为今后芳烃装置的增产扩能和芳烃生产过程中原料和产品结构调整，实现芳烃生产原料的多元化，提供了强有力的技术支撑，具有较好的经济效益和重要的战略意义。

而本设计拟采用Aspen Plus等专业化工软件对采用甲苯甲醇烷基化法年产30万吨PX的生产车间进行模拟、分析，并进行设备选型和设计，对生产过程进行工程优化。在此基础上对生产过程的经济、环保等性能进行计算分析。在拥有更高的转化率的同时更加的经济环保。因此，对甲苯甲醇烷基化法年产30万吨对二甲苯车间的设计具有非常重大的意义。 2.1.2 原料选取以及产物标准

本项目的产品方案以国家的行业政策和行业的发展规划为依据进行确定，并充分考虑国内国际的市场前景和市场容量[4]。因此，本项目一期工程产品方案为联产高纯度对二甲苯（PX）、乙烯和苯。在生产过程中副产的其他产品可以继续利用，仍然具有经济价值，从而提高企业的经济效益，促进企业产品结构的提升。

本项目的主要产品为PX，年产量30万吨，含量99.7%，属于优等品。 石油化工行业标准如表2.1所示。

表2.1 中华人民共和国石油化工行业标准（SH/T 1486.1-2008工业对二甲苯）

项目 纯度% 非芳烃含量% 甲苯含量% EB含量% MX含量% OX含量% 总硫含量%

颜色（铂一钴色号） 酸洗比色

溴指数（mgBr/100g）

项目 ＞99.7 ＜0.10 ＜0.10 ＜0.20 ＜0.20 ＜0.10 ＜0.10 ＜10

一等品 ＞99.5 ＜0.10 ＜0.10 ＜0.30 ＜0.30 ＜0.10 ＜2.0 ＜10

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 ＜200

＜200

本厂选用进口的甲苯和厂家直销的甲醇及工艺软水为原料，甲苯的价格为8000元/吨。甲苯规格见下表2.2。通过下表我们知道进料甲苯浓度在95%左右。

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优级品

表2.2 甲苯规格（符合GB3406-1990 ?石油甲苯?优级品指标）

项目 外观

颜色（Hazen单位铂—钴色号）不深于 密度（20℃）kg/m3 苯含量%（m/m）≤ C8含量%（m/m）≤ 非芳烃含量%（m/m）≤ 总硫含量mg/kg ≤ 蒸发残余物mg/kg ≤

实验方法

目测 GB/T 3143 GB/T 2013 GB/T 3144 GB/T 3144 GB/T 3144 SH/T 0253 GB/T 3209

透明液体，无不溶水机械杂质 20 865~868 0.05 0.05 0.20 2 5

本厂选择国内厂家直销的甲醇为原料。甲醇的价格为2500元/吨。详细数据见表2.3所示。通过下表我们知道甲醇的浓度在99%左右。

表2.3 甲醇规格（符合GB3406-1990 ?工业用甲醇?优级品指标）

项目

色度（铂—钴色号）≤ 密度（20℃）kg/m3 沸程

高锰酸钾试验/min≥ 水溶性试验 水的质量分数%≤ 酸的质量分数≤

羰基化合物的质量分数（以HCHO计）%≤ 蒸发残渣的质量分数%≤

硫酸洗涤试验/Hazen单位（铂—钴色号）≤

优等品

5 791~792 0.8 50 通过试验 0.10 0.0015 0.002 0.001 50

2.1.3 制备工艺的选取

PX是发展化纤的主要原料来源，其主要用途是作为PTA或DMT（对酚酞二甲酯）的原料，二者是聚酯纤维和各种塑料产品的重要原料。生产PX的途径，一是从重整混合二甲苯中通过吸附分离等物理过程将其中的PX组份分离出来，是一个物理过程；二是将不含PX的

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混合二甲苯通过二甲苯异构化反应转化成PX平衡物后再通过吸附分离技术进行分离；三是将C7A及C9A等非二甲苯组份通过歧化与烷基转移转化成含有PX的混二甲苯平衡物过程，其中途径二和三是化学过程。分离混二甲苯四种异构体的工业方法中，其物理过程主要有深冷结晶法、络合分离法、吸附分离法，其次还有共晶、磺化等方法，其中以吸附分离法最为先进（目前世界上主要有美国UOP的PAREX工艺和法国IFP的ELUXYL工艺）[5]。

Y沸石通过阳离子交换的方式催化甲醇和甲苯发生烷基化反应的原理是在上个世纪七八十年代被Yashima等人最先发现的。通过Y沸石的这种催化方式可以得到对二甲苯含量高达45%-50%的混合二甲苯，比之前其他的反应方式的热力学平衡值都要高出很多，表现出了相对较高的对位选择性。

最近，利用ZSM-5作为催化剂对甲苯甲醇发生烷基化反应的选择性进行系统化研究的人员是以来自美国Mobil的Chen等人为首的。研究人员发现利用较大晶粒化的HZSM-5作为催化剂得到的最终产物混合二甲苯中，PX的选择性明显提高，且转化率也有明显提升[6]。在此次研究之后，利用ZSM-5催化甲苯甲醇烷基化法来制备PX的处理技术不断被研究，其相关资料报道也日渐增多。

综合目前的研究发现，甲醇甲苯烷基化反应合成PX选择性较高的催化剂就是ZSM-5。就目前而言，国内化工行业甲苯甲醇烷基化反应所使用的催化剂都是在ZSM-5催化剂基础上展开的。

本次课题采用的制备方法和美国Mobil公司提出的是一致的。这是一条新兴的生产工艺。其与国内传统的通过甲苯歧化或者混合二甲苯异构化来制备PX的方法相比，最大优点是以低价的甲苯和甲醇通过较高的转化率生产出高浓度的PX，而且只含有极少量的污染低的副产物[7]。从理论上分析，每生产1份的PX所需要的甲苯量也只要1份，其效率要远远高于国内传统的制备方式。 2.1.4 厂址选择原则

（1）厂址位置必须符合国家工业布局，城市或地区的规划要求，尽可能靠近城市或城镇原有企业，以便于生产上的协作，公用工程的供应，生活上的方便。厂址宜选在原料、公用工程供应和产品销售便利的地区，并在储运、机修、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。

（2）厂址应靠近水量充足的水质良好的水源地，当有城市供水，地下水和地面水三种供

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水条件时，应该进行经济技术比较后选用。

（3）厂址应尽可能靠近原有交通线（水运、铁路、公路），即应有便利的交通运输条件。以避免为了新建企业需修建过长的专用交通线，增加新企业的建厂费用和运营成本。在有条件的地方，要优先采用水运。对于有超重、超大或超长设备的工厂，还应注意沿途是否具备运输条件。

（4）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），并应尽可能利用热电站的蒸汽供应，以减少新建工厂的热力和供电方面的投资。

（5）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。

（6）选厂应注意节约用地，不占或少占良田、好地、菜园、果园等。厂区的大小、形状和其它条件应满足工艺流程合理布置的需要，并应有发展的可能性。

（7）选厂应注意当地自然环境条件，并对工厂投产后对于环境可能造成的影响做出评价。工厂的生产区、排渣场和居民区的建设地点应同时选择。

（8）散发有害物质的工业企业厂址，应位于城镇相邻工业企业和居住区全年最小频率风向的上风侧，且不应位于窝风地段。

（9）有较高洁净度要求的生产企业厂址，应选择在大气含尘量低，含菌浓度低，无有害气体，自然环境条件良好的区域，且应远离铁路、码头、机场、交通要道，以及散发大量粉尘和有害气体的工厂、储仓、堆场等有严重空气污染、水质污染、振动或噪声干扰的区域。如不能远离有严重空气污染区时，则应位于其最大频率风向上风侧，或全年最小频率风向的下风侧。

（10）厂址应避离低于洪水位或在采取措施后仍不能确保不受水淹的地段；厂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。

（11）厂址附近应有可靠的污水处理设施，如工厂自建污水处理厂，且处理达标后的污水要直接排入厂址附近的自然水体，则其排污点需得到环评报告的论证和相关部门的批准。

（12）厂址应不妨碍或破坏农业水利工程，应尽量避免拆除民房或建、构筑物，砍伐果园和拆迁大批墓穴等。

（13）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。

（14）厂址应避免布置在下列地区：地震断层带地区和基本烈度为9度以上的地震区；土层厚度较大的Ⅲ级自重湿陷性黄土地区；易受洪水、泥石流、滑坡、土崩等危害的山区；有卡斯特、流砂、游泥、古河道、地下墓穴、古井等地质不良地区；有开采价值的矿藏地区；

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对机场、电台等使用有影响的地区；有严重放射性物质影响的地区及爆破危险区；国家规定的历史文物，如古墓、古寺、古建筑等地区；园林风景和森林自然保护区、风景游览地区；水土保护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。

上述是工厂选址的基本要求，为满足这些要求，我们可以选择江苏南京化工工业园区内。

2.2 工艺路线说明

2.2.1 甲苯甲醇烷基化工段

图2.4 甲苯甲醇烷基化工段示意图

本次工艺设计采用的原材料为甲醇和甲苯，催化剂为ZSM-5，反应容器为平推流反应器。 （利用ZSM-5作为催化剂对甲苯甲醇发生烷基化反应的选择性进行系统化研究的人员是以来自美国Mobil的Chen等人为首的[8]。研究人员发现利用较大晶粒化的HZSM-5作为催化剂得到的最终产物混合二甲苯中，PX的选择性明显提高，且转化率也有明显提升。在此次研究之后，利用ZSM-5催化甲苯甲醇烷基化法来制备PX的处理技术不断被研究，其相关资料报道也日渐增多[9]。综合目前的研究发现，甲醇甲苯烷基化反应合成PX选择性较高的催化剂就是ZSM-5。）整个甲苯甲醇烷基化工段大致流程为：来自甲醇储存罐的温度为25℃、压力为1bar的甲醇和来自甲苯储存罐的温度为25℃、压力为1bar的甲苯在混合容器M1中进行充分的混合后进入换热器H1。换热器H1内部压力设置为33bar,出口温度400℃。反应物料经加热后进入平推流反应器R1，在平推流反应器用ZSM-5作催化剂、反应温度为400℃，反应方程式如下：

图2.5 主反应反应方程式结构示意图

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由基本反应式我们知道，实质是甲基取代了甲苯上甲基对位的氢原子，从而生产对二甲苯的过程[10]。该过程的反应转化率约为30%，PX的选择率约为80%。通过对反应器的计算，我们可以知道反应的主要参数（详细计算见下文）。利用这些参数，并带入到Aspen Plus中，我们可以得到反应结果数据。其主反应器即平推流固定床反应器在Aspen Plus中的设计参数如下图2.6：

图2.6 反应器设计参数示意图

2.2.2 水分离工段

由上一工段反应方程式中我们知道，反应产物有大量无污染的产物H2O产生。此工段目的为将水从反应产物中分离出去。

图2.7 水分离工段示意图

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来自上一工段的高温产物经换热器H2将温度降低至50℃后，进入倾析器D1。由于水在有机相甲苯、PX中溶解度极低，所以采用简单的倾析器就可以将水分离出去。水相经管道G5流向水-甲醇分离器，有机相则流入下一工段。经过此工段后有机相含水量可以忽略不计，分离效果较好，设备简单经济，充分满足了设计原则与要求。 2.2.3 甲醇提纯工段

本工段采用的是简单闪蒸罐来提高未反应甲醇在水中的浓度。由于甲醇和水是共沸的，所以简单闪蒸不能完全将甲醇从水中分离出来。而且水的量比较大又是反应的产物。所以将甲醇的浓度提高到主反应所需最低浓度即可。这样既降低了生产成本，又满足了工艺的要求。其在Aspen中的简单示意图如下：

图2.8 甲醇简单提纯工段示意图

通过倾析器分离出来的甲醇溶液起始浓度较低，通过简单闪蒸可达50%左右，基本满足反应需求。闪蒸罐的参数设置在Aspen文件PX30.2.apwz中可查阅。 2.2.4 产物脱甲醇精馏工段

本次工艺设计中甲醇和产物中水以及混合二甲苯均互溶共沸，难分离。为获得高浓度的PX，先通过精馏将倾析罐中为分离出来的甲醇进一步的脱除。其工艺过程为通过倾析罐的产物有管道G6通入甲醇-有机相精馏塔R2中。含有高浓度的甲醇以及少量有机相的溶液，由精馏塔顶端流出，其可以作为反应原料通入混合器M1中再次利用。精馏塔R2的工艺参数在下文有具体分析。其简单示意图见图2.9。 2.2.5 甲苯-二甲苯精馏工段

经过倾析塔，脱甲醇精馏塔两个工段后溶液主要组成为二甲苯和甲苯。甲苯和二甲苯沸

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点相近不能通过简单蒸馏分离出来。因此需要设计一个共沸精馏塔来分离。

图2.9 产物脱甲醇精馏塔工段简单示意图

目标产物PX沸点较大，从塔底流出，甲苯沸点较小从塔顶流出。精馏出来的甲苯溶液也可作为反应的原材料通入混合器M1中。从精馏塔底出来的PX溶液是由80%的PX以及20%邻间二甲苯组成的混合溶液。同为异构体的二甲苯性质相似，若要得到更高纯度的PX则需要进一步的精馏。本次设计不予考虑了。此工段的设备和上一工段一致，简单示意一致，见图2.9即可。

甲醇精馏塔和甲苯精馏塔在Aspen Plus中的设计参数见表2.10、2.11、2.12、2.13如下：

图2.10 甲醇精馏塔设计参数示意图1

主要设计参数有：回流比4.8，物料进出比0.58。将主要参数带入到Aspen Plus中，对精馏过程进行模拟，可以得到精馏塔各个塔板的参数。

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图2.11 甲醇精馏塔设计参数示意图2

图2.12 甲苯精馏塔设计参数示意图1

图2.13 甲苯精馏塔设计参数示意图2

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从上面3张截图，我们可以看到精馏塔的主要设计参数，通过对这些参数的设计，可以将模拟过程顺利进行。上图中主要设计参数有：塔板数，进料塔板数，精馏塔压降，塔板压降，温度以及回流比等等。

2.3 甲苯甲醇烷基化法工艺流程模拟

将甲苯甲醇混合后，通入换热加热至指定温度400℃，再通入平推流反应器中。由于反应是放热反应，所以反应器R1出口温度较高，需要先降低温度再通倾析罐中。这里是采用换热器进行降温的。冷源可以选择由甲醇提纯阶段得到的水以及自来水组成。经过换热后的水已成为水蒸汽，可供暖。经过换热后的物料进入倾析罐，通过倾析罐我们可以除去产物中大量水分。

通过倾析罐后物料分成两股物流，即水相和有机相。由于水相中含有大量未反应的甲醇，可以经过提纯后在作为原料通入混合器中，节省原料支出成本。因此本工艺过程设有甲醇溶液闪蒸罐，用来将甲醇溶液浓度提高至可利用浓度下限之上。有机相则进入脱甲醇工段。有机相经过甲醇精馏塔后，甲醇由塔顶流出（作为初始反应物料回收），甲苯和二甲苯混合物料从塔底流出。由塔底流出的物料经泵加压后继续进入下一工段，甲苯-二甲苯精馏分离出甲苯，甲苯沸点较低由塔顶流出后回收。二甲苯沸点较高由塔底流出，由于其性质较为活泼，易燃易爆，所以应有保温设置，避免明火，直接导入二甲苯储存罐。其整个流程图如下图2.9所示。

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图2.14 甲苯甲醇烷基化法生产PX工艺流程图

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2.3 系统物料衡算

物料衡算是确定化工生产过程中物料比例和物料转变的定量关系的过程，是化工工艺计算中最基本、最重要的内容之一。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，确定主副产品的产率，确定原材料消耗定额，确定生产过程的损耗量，便于技术人员对现有的工艺过程进行分析，选择最有效的工艺路线，确定设备容量、数量和主要尺寸，对设备进行最佳设计以及确定最佳操作条件等都要进行物料核算[11]。毫不夸张的说，一切化学工程的开发和放大都是以物料衡算为基础的。

物料衡算的理论基础是质量守恒定理。它是研究某一体系内进出物料量及组成的变化。进行物料衡算时，必须先确定衡算的体系。对一般体系，均可用如下表示：

系统中的积累= 输入- 输出 + 生成 - 消耗 在稳定状态下有：

输入= 输出- 生成 + 消耗 特别地，当系统没有化学反应时，则可简化为： 输入 = 输出

本次设计目标产是年产30万吨对二甲苯，以一年运营8000小时计，每小时产量为37.5吨，即353.225kmol/h。由上述反应方程式我们知道，甲苯和二甲苯的反应比例为1:1，考虑到目标产物为对二甲苯，而PX的选择性为80%且甲苯纯度为95%，则甲苯的进料量为441.531 kmol/h。甲醇浓度为99%，则甲醇进料量为356.793 kmol/h。考虑到为使反应最大程度的进行，可以适当增大甲醇进料。

2.4 系统能量衡算

对于新设计的生产车间，能量衡算的主要目的是确定设备的热负荷。根据设备的热负荷的大小、所处理物料的性质及工艺要求再选择传热面的形式、计算传热面积、确定设备的主要工艺尺寸[12]。确定传热所需要的加热剂或冷却剂的用量及伴有热效应的温升情况。对于已投产的生产车间，进行能量衡算是为了更加合理能量利用，以最大限度降低单位产品的能耗。

热量衡算是能量衡算的一种，在能量衡算中占主要地位。热量衡算的理论依据是热力学

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第一定律。能量守恒表达式如下：

∑Q入 = ∑Q出 + ∑Q损 即 输入=输出+损失

式中 ∑Q入：输入设备热量的总和；

∑Q出：输出设备热量的总和； ∑Q损：损失热量的总和。

对于连续系统：

Q + W = ∑Hout - ∑Hin 式中 Q：设备的热负荷; W：输入系统的机械能;

∑Hout：离开设备的各物料焓之和; ∑Hin：进入设备的各物料焓之和。

利用Aspen Plus软件对精馏塔进行能量核算，所得具体参数如表2.15所示。 塔名 甲醇精馏塔 甲苯精馏塔

Q -5.345 0.010

∑Hout 9.583 5.254

∑Hin 5.980 4.023

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从上述表格中，我们可以看出甲醇、甲苯精馏塔所需能量值均在合理范围内。

2.5 自控系统设计说明

本厂遵循“运行可靠、操作方便、技术先进、经济合理”的原则，根据工艺装置的生产规模、流程特点、产品质量、工艺操作要求，并参考国内外类似装置的自动化水平，对主要生产装置实施集中监视和控制；对辅助装置实施岗位集中监视和控制。设置全厂中央控制室，采用集散控制系统（DCS）和紧急停车系统（ESD）对全厂的生产装置及与工艺生产装置相配套的公用工程部分进行监控[13]。

现场仪表选型原则如下：

1) 选用符合工艺控制精度、灵敏度要求的高性能智能型仪表；

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得计算厚度δ=2.3mm<3mm, 所以取壁厚值为3mm。

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取腐蚀余量为C2=2mm,则δd=δ+C2=5mm，查钢板厚度偏差表，得C1为0.6mm。那么名义厚度δn=δd+C1+Δ=6mm，即反应器的椭圆形封头的名义厚度为6mm。

3.2 换热器

3.2.1 热集成

在工艺生产过称中，物料往往需要加热或者冷却。在不同物料流股之间，往往可以通过相互传热达到被加热或者被冷却的目的。虽然工业生产过程中，有很多可以提供热量的设备，也有很多冷却装置，但是这些设备都需要大量的能源。为了达到节省能源的目的，就可以考虑物料流股之间的热量交换，以达到热量的最大回收利用，实现工艺过程效率的提升。

而热集成网络可以很好的实现以上目的，达到工艺过程效率的提升。热集成网络的最基本组成就是换热器[17]。利用换热器的原理，实现物流热量之间的交换，使冷热物料温度趋于所需值。因此利用热集成网络不但可以很好的实现热量回收和二次利用，而且还可以最大限度的节省建设投资。此次设计采用Aspen Plus模拟软件中的能量分析软件进行对系统的优化设计，对冷热物流之间的接触进行了选择。其不但充分实现了热能的利用效率，还保障了生产的安全性以及可操作范围。

表3.8 换热网络热负荷参数

编号

换热器 热负荷Q冷物料冷物料流量冷物料冷物料热物料热物料流量热物料热物料

（KJ/h） 物质 （kmol/h） 进温出温物质 （kmol/h） 进温出温

（℃） （℃） （℃） （℃） 进料加热 3.70E+07 反应器

进料

2320

20 20 81 20

100 反应器

出料

700（*）

350 350 350 112

100 100 100 80

1 2 3 4

出料冷却 5.30E+07 冷却水 24000（*） 甲苯再沸器 17000000 塔底待

沸物 甲苯冷凝器 1530000 冷却水

1995 450（*）

65 反应器1060（**）

出料 128 反应器

出料 65 塔顶馏

出物

340（*）

306

注：含（*）的为大致估计数据，具体流量由温度自控系统调控，（**）为温度二级控制

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表3.9 热集成效果图

通过热集成的设计，我们知道此次设计共采用了5个换热器以及换热所需冷物料的流量，下面对换热器进行选型设计。 3.2.2 换热器概论

在工业生产中换热器是常见装置之一，其基本作用就是使两种（或者两种以上）不同温度的流体在其内部发生热量交换，以达到改变物流热力学状态的目的。Aspen Plus中提供了五种不同类型的换热器，如表3.3所示。在设计工艺过程时，需要根据不同的条件选择合适类型的换热器。

表3.10 换热器单元模块介绍

模型 Heater

说明 加热器或冷却器

目的

确定出口物流的热和

相态条件

HeatX

两股物流换热器

在两个物流之间换热

用于

加热器、冷却器、

冷凝器等 两股物流的换热器，知道尺寸时，核算管

壳式换热器

MHearX Hetram

多股物流换热器 管壳式换热器

在多股物流之间换热 提供B-JAC Hetam换

热程序界面 提供B-JAC Aerotran换热器程序界面

多股物流换热器 管壳式换热器，包括

釜式再沸器 错流式换热器包括空

气冷却器

Aerotran 空冷换热器

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随着工艺生产的发展，作为工艺生产过程中极其重要的设备之一，换热器的类型也在不断地增加，其应用领域也得到了大幅度的扩张，如：石油化工、医学制药、日常生活、冶金行业、轻功业，甚至于交通部门等等。由于工业的快速发展，世界能源的大量消耗，使得换热器有了一个新的作用。在工业生产过称中，反应物以及反应产物往往有大量的热能。所以改进换热器，提高效率，可以减少热能浪费，达到热能的重新利用，较少能源消耗[16]。

本次设计采用的换热器主要为Heater和HeatX俩种。在甲苯甲醇烷基化工段所使用的换热器主要是预热物料，采用的是Heater型换热器。其余工段采用的换热器类型均为HeatX型，其主要目的是将物料冷却，并回收部分热能。 3.2.3 换热器选型

换热器的选型是设计换热器必不可少的一步。对于此次设计，以HeatX为例介绍，因为经过换热器的两股流体的温度相差并不是很大，所以可以采用管壳式换热器进行设计。管壳式换热器的主要类型及特点如下：

(1) 固定管板式换热器：结构简单，造价低，但是难以清洗和检查维修，对壳程流体要求较高，流体要清洁，不易结垢，不能有腐蚀性。

(2) U形管式换热器：壳程清洗简单，但是管子难以清洗，而且管子一旦损坏就难以更换，换热效率也有限。

(3) 浮头式换热器：检查维修都比较简单方便，能够适应冷热流体温度差较大的情况，且壳程对流体性质要求不高，可适应腐蚀性或者易结垢的流体。 3.2.4 换热器工作条件的确定

（1）温度限制

冷却水出口温度不宜过高，以防止水垢的产生，一般以45℃为准，部分地区可以适当调整。热物流在热交换前后温差不宜过小，一般不小于20℃。在对反应物进行冷却时，为了不影响反应的进行，应尽量控制冷热物料流速稳定。换热器设计温度应当高于最大使用温度，至少要高于15℃。此外应控制冷流体进出口温度在热流体冰点之上，露点之下，不能使热流体产生新相。

（2）压降

流体的流速直接影响到换热器的压力降，压力过大对换热造成难以修复的损伤。因此，对于不同流速的流体，换热器的压力降通常有一定的限制，如下表：

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表3.11 允许的压力降范围 工艺物流的压力/Pa < 9.8×104 9.8×104—16.7×104 >16.7×104

允许压力降/Pa

9.8×103 3.9×103—3.3×104

< 9.8×104

（3）流体走向

一般选择走管程流体的特点有：高温；腐蚀性较强；对压力降有特殊要求；容易结垢，杂质较多。一般选择走壳程流体的特点有：高压；粘度系数较大；流量相对较小；传热系数相对较小。流体的走向不但影响着传热效率，也影响着换热器的使用寿命。但是流体的走向在特殊情况下，也可以有所改变。

（4）换热管的设计

由于此次进料均不易结垢且无腐蚀性，所以换热管径一般选19mm。管心距为管径的1.25-1.5倍左右。换热管排布方式为正三角形排布，排布方式可以最大程度的排布尽可能多的换热管，增加冷热物流的传热系数，其缺点为流动阻力相对较大。 3.2.5 换热器的有关计算

常见的换热管材料、规格、尺寸如下表所示：

表3.12 常用换热管材料、规格、尺寸

材料 碳钢、低合金 不锈钢 铝合金、铝

标准 GB/T8163 GB/13296 GB/T6893

尺寸（外径）

≥14～30 ≥14～30

≤34

已知物料进口温度为T1=420℃， 甲醇出口温度为T2=50℃，水进口温度t1=20℃,出口温度为80℃

所以传热平均温差Δt

Δtm =(420-50-80-20)/Ln(15/10)=107.5℃

由于物料已经气化成气体，其传热系数较小，其K值在200左右，取近似值。 则水的质量流量为

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M2=Q/KΔt

=708.32/(10*4.183) =45.8kg/s

估算传热面积

S0= Q/KΔtm=88.98m2

换热管程数为ns

ns =V/(0.785*D

2

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*μ)

=19.37/997.5/(0.785*0.1*0.1*1.6) =135 单管长为L

L=s/(nsπdo)

=88.98/(135*3.14*0.014)=15m

由于单管比较长，出于实际考虑，管程采用双管程，则 则 l = 15/2 =7.5 m Nt = 2* 135=270 即换热管总数为270根。

采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方排列。 由于管径较小，所以管心距t=19mm

隔板中心到离其最近一排管中心距离按下式计算

S=t/2错误！未找到引用源。+6=16 mm 各程相邻管的管心距为32mm。

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图3.13 换热管布管

壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。取管板利用率η= 0.6，则壳体内径为：

D = 1.05t(N/η)^1/2

=1.05 *20 * 错误！未找到引用源。 = 414

按卷制壳体的进级档及考虑管程数，可取D=600mm。 管内表面传热系

α= 0.023(λ/di)(ρudi/μ)^0.8(CPμ/λ)

管程流通截面积

SI = 0.785*DI^2*Nt/2

=0.785*0.01^2*270/2 = 0.016

管程流速

Ui = V/S

= 16.9/997/0.016 = 1.60

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雷诺数 Re = 错误！未找到引用源。 = 17635.36 普兰特数 Pr = 4.182*0.00905/0.6 = 6.31

α=0.023*0.6/0.01*(17635.36)^0.8*(6.31)^0.4 =7193.48 壳程传热系数的确定

由于壳程流通的是发生相变的气体，所以可以按照下式计算壳程的传热系数。 α= 0.725错误！未找到引用源。)^0.25 其中 n = 1.022NT^0.519 （正三角形排列） N = 1.022*270^0.519 =17 所以 α=错误！未找到引用源。 =3258 污垢热阻和管壁热阻 查表得，可取 管外侧污垢热阻 R0 = 0.00176 m2.k/w 管内侧污垢热阻 Ri = 0.00004 m2.k/w 传热系数按下式计算得：

KC = 错误！未找到引用源。

Kc = 错误！未找到引用源。 =229.27

传热面积裕度依下式可得计算传热面积S1为

S1 = 708320.7/(229.27*37.81)=89.1687 实际传热面积为

S2 =3.14 NTD0l

=3.14*270*0.014*7.5=77.62m2

裕度为

ψ=错误！未找到引用源。=0.16

该换热器的实际传热面积合适，该换热器能够完成任务。

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3.3 精馏塔

3.3.1 概论

我们知道在此次工艺产物中有水、甲苯、甲醇以及二甲苯。其中水我们可以倾析罐分离出去，但是甲醇和甲苯与二甲苯为共沸物，普通分离难以满足工艺要求。精馏塔主要有两大类型：板式塔和填料塔。其主要区别如下表所示：

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表3.14 板式塔与填料塔的主要区别

序号 板式塔 填料塔 1 2 3 4 5 6 7 8

Φ600mm以下时，安装较困难 效率较稳定，大塔板效率比小塔板有所提高

空塔速度高

检修清理比填料塔容易 压降比填料塔大 气液比的适应范围大 多数不便于非金属材料制作

持液量大

Φ800mm以下，造价一般比板式塔低，直径大则造价高

用小填料时，小塔的效率高，塔较低；直径增大，效率下降，所需填料高度急增 空塔速度（生产能力）低 大塔检修费用大，劳动量大

压降小，对阻力要求小的场合较适用 对液相喷淋量有一定的要求

内部结构简单，便于非金属材料制作，可用于腐蚀较严重场合 持液量小

塔型的选取要求：

（1）在满足工艺条件的基础上，有尽可能高的转化率；

（2）生产能力比预期要求要高，使塔在正常状况下不能超负荷工作； （3）塔安全系数高，便于维修； （4）结构简单，造价成本低。

根据设计条件以及塔型的适用条件，我们选取板式塔。板式塔塔板可以大致分为穿流式和溢流式两种。跟据设计需求，我们采用溢流式塔板。穿流式塔板分离气液时稳定性较差，一般不使用。溢流式塔板又可以分为7种类型，具体数据如下表3.15。

表3.15 各类塔板性能比较

指标

F形浮阀

十字架形浮阀

负荷 弹性 压力降 雾沫夹带量

4 5 5 2

4 5 5 3

4 5 5 3

4 2 3 3

4 3 3 2

3 4 0 1

1 3 3 0

条形浮阀

筛板

舌形板

圆形泡罩

条形泡罩

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分离效率 处理量 成本 材料消耗 安装 维修 杂质对操作的影响

5 4 3 4 4 3 2

5 4 3 4 3 3 3

4 4 4 4 4 4 2

3 4 4 4 4 3 1

3 4 4 5 4 3 2

4 2 2 2 1 2 1

第 31 页 1 3 1 1 2 1 1 0

由上表分析，筛板类型负荷较高、压力降满足最低要求、分离效率较高、处理满足要求、成本相对较低、安装简单、杂质对其操作影响小。综合分析，筛板式塔板的各个性能均满足设计要求，所以此次设计采用塔板类型为筛板最为经济合算。 3.3.2 精馏塔设计

塔回流比优化设计和塔顶采出优化设计是通过Aspen Plus模拟得到的，两座精馏塔回流比优化图3.16、3.17、3.18、3.19如下：

图3.16 甲醇精馏塔回流比优化图

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图3.17 甲醇塔塔顶采出率优化结果图

图3.18 甲苯精馏塔回流比优化图

图3.19 甲苯塔塔顶采出率优化结果图

塔顶返回到塔内的回流液流量L与塔顶产品流量D的比值，即R=L/D，称之为回流比。

精馏过程的分离效果、经济效益的一个十分重要的影响因素就是回流比大小。对于甲醇塔，由图3.16可知，当回流比增加到约4.5时，塔釜能达到较好的分离效果。因此，甲醇塔的优

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