年產20萬噸PX裝置的工藝設計論文

1、1 緒論1.1 PX的性質及用途1.1.1 PX的性質a) 對二甲苯的物理性質 無色透明液體，具有芳香氣味。比重0.861，熔點13.2，沸點138.5，閃點25，能與乙醇、乙醚、丙酮等有機溶劑混溶?？扇?，低毒化合物，性略高于乙醇，其蒸汽與空氣可形成爆炸性混合物，爆炸極限1.1%7.0%（體積分數）。b) 對二甲苯的化學性質 （1）對金屬無腐蝕性，用稀硝酸氧化生成對甲基苯甲酸，繼續(xù)氧化生成對苯二甲酸。與其他氧化劑的作用和鄰二甲苯類似。對二甲苯在碳酸鈉水溶液和空氣存在下，于250，6 MPa下生成對甲基苯甲酸、對苯二甲酸、乙醛。用鈷鹽作催化劑，120經空氣液相氧化生成對甲基苯甲酸。氯化反應與其他

2、二甲苯類似。對二甲苯熱解生成甲烷、氫、甲苯、對聯(lián)甲苯、2，6-二甲基蒽。（2）穩(wěn)定性：穩(wěn)定（3）禁配物：強氧化劑、酸類、鹵素等（4）聚合危害：不聚合（5）常見化學反應：甲基能被常見氧化劑氧化。如用稀硝酸氧化生成對甲基苯甲酸，繼續(xù)氧化生成對苯二甲酸；用酸性高錳酸鉀也能將甲基氧化成羧基。甲基上的氫原子能被鹵素取代。1.1.2 對二甲苯的用途對二甲苯與老百姓的生活密不可分。二甲苯廣泛存在于汽油中。在汽油中的含量約6%10%，是汽油高性能抗爆性的重要組分，沒有它，就不能生產高品質的汽油。PX為基礎有機化工原料之一，主要生產對苯二甲酸（PTA）及對苯二甲酸二甲酯（DMT），分別占PX消費量的80%和12

3、%左右，這兩種單體又是生產聚酯纖維和聚酯塑料的原料。全球產量的98%左右用于生產聚酯3。聚酯的絕大部分用于生產滌綸，滌綸是目前生產和消費最多的化纖品。我國是化纖大國，合成纖維生產需要大量PX5。部分聚酯用于制造飲料瓶，我們日常消費的可樂、汽水、果汁，都可以是用聚酯瓶包裝的。除此之外，對二甲苯在醫(yī)藥、香料、油墨、農藥、染料以及溶劑等領域有廣泛的用途4。對二甲苯系列產品關系如圖1-1。對二甲苯的廣泛用途使它長期處于供不應求狀態(tài)，所以，PX裝置的建設還有很大的空間。圖1.1對二甲苯系列產品關系圖1.2 PX產業(yè)的國內外發(fā)展現(xiàn)狀1.2.1 PX產業(yè)的國內現(xiàn)狀聚酯纖維的迅速發(fā)展，拉動了其上游原料精對二苯

4、甲酸的消耗，進而又拉動了PTA的上游原料對二甲苯的市場嚴重供不應求，產品需要大量進口6。2012年，世界PX的裝置生產能力約4000萬噸/年，70%以上的裝置在亞洲地區(qū)，新建產能也大都集中在亞洲，主要為韓國和中國。中國石化集團公司是最大的生產集團，占總產能的42.5%其次是中國石油集團公司，占總產能的22.0%。2009年是我國PX生產能力增長最快的一年，新增產能284萬噸，比2008年的442.1萬噸增長64.2%。截至2012年9月底，我國PX 的生產廠家有13家總生產能力達到821.1萬噸/年。目前，我國已是世界上最大的PX生產和消費國，產能約占全球產能的20%，消費量占全球38%左右7

5、。1.2.2 PX產業(yè)的國外現(xiàn)狀北美地區(qū)的新建PX裝置主要集中在美國，用于生產PTA的PX將提高到82.1%。由于生產成本較低加之原料供應充足，中東的石化產業(yè)投資將穩(wěn)步增長。該區(qū)域將建設更多的PTA和PX裝置，用于生產PTA的PX比例也將進一步增長8。在歐洲對二甲苯PX的總生產能力約為310.0萬噸/年。由于全球一系列對二甲苯生產裝置的問題以及亞洲新對苯二甲酸生產裝置的建成投產，使得世界對二甲苯供應緊張價格上漲。2002年由于有200多萬噸/年的對苯二甲酸生產能力投產，其中第二季度在中國、中國臺灣以及韓國就有155萬噸/年的對苯二甲酸生產裝置建成投產，使得亞洲地區(qū)的對二甲苯供應緊張。1.3 P

6、X的主要生產工藝1.3.1 甲苯歧化和烷基轉移甲苯歧化反應是甲苯經過歧化反應生成苯和二甲苯。烷基轉移反應是指苯與C9、C10芳烴之間的烷基轉移反應。該工藝的特點是將產量相對過剩的甲苯和或價值相對較低的C9、C10轉化成苯和二甲苯，是工業(yè)上增產PX的主要手段。代表性的工藝有Mobil公司的MSTD工藝、UOP公司的Tatoray工藝、IEP/Mobil公司的Tranplus工藝等。甲苯歧化工藝技術主要取決于催化劑，目前甲苯歧化工藝方法主要有Xylcne-Plus法（常壓氣相不臨氫工藝）、Tatoray法（加壓氣相臨氫工藝法）、LTDP（低溫加氫液相不臨氫工藝）及MTDP法（氣相加壓不臨氫工藝）等

7、。1.3.2 二甲苯異構化從催化重整油和裂解汽油中獲得的C8芳烴，對二甲苯含量僅為混合二甲苯質量的25%左右，且乙苯所占比例較大，為最大限度地生產對二甲苯，需將C8芳烴進行異構化反應生成對二甲苯1。典型的工藝有：東麗公司的Isolene(II)工藝、UOP公司的Isomer工藝、Engelhard公司的Octafining工藝、Mobil公司的MHAI工藝等。其中MHAI工藝采用活性高、選擇性好、操作條件溫和、催化劑結焦速率慢、運轉周期長再生性能好的分子篩催化劑，能使乙苯轉化率達60%70%，二甲苯損耗率則可降低至1.8%，非芳烴轉化率達20%，二甲苯的選擇性達平衡值的102%。1.3.3 甲

8、苯甲醇烷基化甲苯甲醇烷基化合成對二甲苯是一條增產對二甲苯的新的工藝路線，為甲苯轉化和C1資源利用提供了新的途徑1。該技術主要采用了一種能提高甲苯甲醇烷基化反應選擇性的催化劑9。該催化為含氧化物改性劑并經苛刻蒸汽處理的ZSM.5沸石催化劑10。幾種典型的甲苯甲醇烷基化技術見表1-1：表 1.1 幾種典型的甲苯甲醇烷基化技術比較項目ExxonMobilGTC大連化物所反應溫度/600400450400500壓力/MPa0.280.10.50.1PX的選擇性，%96.8859398是否臨氫是是否副產物C5以下烷烴CO、CO2、氫氣等乙烯、丙烯催化劑壽命/a0.51循環(huán)再生反應器形式固定床固定床流化床

9、1.3.4 混合二甲苯分離a）低溫結晶分離法 混合二甲苯中對二甲苯的凝固點為13.3，鄰二甲苯為-25.2，間二甲苯為-47.9，乙苯為-95.0，鑒于各組份間凝固點相差較大，因此可以應用冷凍結晶法分離生產對二甲苯。此法也是在分子篩吸附分離法出現(xiàn)前，分離對二甲苯的唯一實用方，法迄今為止仍為世界上許多裝置所采用2。結晶分離法一般由兩段結晶過程組成。第一段結晶溫度控制在低共熔溫度(-62-68)附近,以提高對二甲苯的回收率對二甲苯晶體的純度為85%90%；第二段結晶過程中將一段結晶粗產品熔融后控制結晶溫度為2010，進行重結晶以提高產品的純度，可獲得純度大于98%的對二甲苯2。二次結晶產品以甲苯洗

10、滌可以脫除對二甲苯晶粒間夾雜的位和對位異構體晶體，熔化后經精餾塔脫甲苯得到的對二甲苯產品的純度可達99.8%，大大提高了產品的純度。 根據結晶方式制冷方式和液固分離手段，結晶分離法可以分為Chevron法、Krupp法、Amoco法、Arco法和丸善法等 。b）氟化氫三氟化硼抽提法該方法生產過程是：先使氟化氫三氟化硼與混合二甲苯中的間二甲苯形成絡合物，然后于010經過連續(xù)多級萃取后，間二甲苯便與其它芳烴分離，得到的絡合物經過加熱到4070分解，可得到含量99.5%以上的間二甲苯。氟化氫三氟化硼循環(huán)使用，它也是一種異構化催化劑，在常壓情況和100的條件下，能使間二甲苯異構化。從抽余油中再用一般精

11、餾方法分離乙苯、對二甲苯和鄰二甲苯。國內正在進一步研究中。c）吸附-結晶集成分離技術吸附-結晶集成法由吸附和結晶兩個工藝過程組成2?；旌隙妆皆鲜紫冉浾麴s塔脫除原料中混雜的石蠟和萘等C9以上芳烴后，送入選擇性吸附/脫附裝置。在選擇性吸附/脫附單元中，無論采用對間二甲苯和鄰二甲苯有強吸附作用的吸附劑或是對對二甲苯有強吸附能力的吸附劑,經脫附操作后都可得到一個富集對二甲苯的餾分1和另一個富集鄰位和間位二甲苯的組份2，餾分1中對二甲苯質量分數一般介于20%95%之間；組份中對二甲苯的質量分數一般小于3%。餾分經過精餾塔分離脫附劑(如甲苯)后，送入結晶裝置。餾分2中除含有鄰二甲苯、對二甲苯和乙苯外，

12、還含有甲苯，經過精餾塔分離甲苯后，送入加氫異構化裝置反應，得到熱力學平衡組成的對位、鄰位、間位二甲苯和乙苯以及少量的C1C5餾分。加氫異構化產物經過精餾塔脫除低分子的C1C55餾分，與新鮮原料混合，后再送入選擇吸附/脫附裝置結晶裝置。一般由單個或兩段結晶單元組成。單個結晶器的操作溫度一般為-100；得到高純度的對二甲苯。吸附-結晶集成法充分利用吸附和結晶分離技術各自的優(yōu)點，即利用吸附操作提高對二甲苯的回收率，利用結晶技術提高產品的純度。對二甲苯的回收率達到90%以上，純度達到99.9%以上。2 PX的工藝流程2.1 生產方法本課題采用甲苯甲醇烷基化法生產PX，在ZSM-5催化劑作用下甲苯與甲醇

13、反應，直接生成對二甲苯。其過程可分為對二甲苯的合成和合成產物的分離，來得到純度高的對二甲苯。甲苯甲醇烷基化反應的原料之一是甲醇，所以在甲醇與甲苯烷基化生成PX的同時, 總會伴有甲醇脫水轉化為碳氫化合物的副反應11。大連化物所采用改性的沸石分子篩作為催化劑,利用沸石分子篩的擇形催化作用,高選擇性地制取PX，反應產物中PX 在二甲苯異構體中的選擇性可以達到93%98%，同時原料中的甲醇可以聯(lián)產乙烯和丙烯12。乙烯是生產精對苯二甲酸( PTA )的原料之一，而目前乙烯主要來源于石腦油裂解。該技術的應用無疑將增加乙烯的生產途徑,同時該反應系統(tǒng)不需要臨氫操作, 可以節(jié)省相應的工藝及設備。因此,甲苯甲醇烷

14、基化制取PX并聯(lián)產低碳烯烴技術達到了在一個反應過程中、一種催化劑上高選擇性地生產PX 和乙烯的目的13。另外，該工藝最具吸引力的特點是PX收率要比傳統(tǒng)的甲苯擇形歧化工藝高一倍,且具有許多優(yōu)點: 每生產1tPX 產品所需的甲苯可由甲苯擇形歧化法的約2.8t下降到1.0t；原料甲醇價格比較便宜；苯的產量可以忽略。因此, 甲苯甲醇選擇性烷基化生產PX 工藝路線將是未來最經濟、最為可行的PX 生產技術路線。2.2 工藝說明2.2.1 工藝流程圖圖2.1 甲苯甲醇烷基化工藝流程圖2.2.2 工藝流程簡述甲苯與原料甲醇以及循環(huán)回來的甲醇混合后進入換熱器（E101）將原料混合物加熱到反應最佳操作溫度460，

15、進入甲苯甲醇烷基化反應器1和反應器2（R1012）在ZSM-5沸石催化劑下進行反應。反應完后的混合氣體經過換熱后進入氣液分離器（V101）分離烯烴和芳烴。分離出來的芳烴進入層析器（V102）進行油水兩相分離，分離出來的油相進入PX精餾塔（T101）進行甲苯和二甲苯的分離，因甲苯甲醇烷基化PX選擇性很高，可直接經精餾塔分離出純度高達96.5%的PX產品，塔頂采用部分冷凝器，少部分的氣體至回收系統(tǒng)，大部分冷凝液循環(huán)回一段反應器和二段反應器。經層析器（V102）分離出來的水相進入甲醇塔（T102），分離出來的未反應完的甲醇循環(huán)至一段反應器之前，塔底為工業(yè)廢水。甲苯甲醇烷基化反應甲苯的轉化率33.7%

16、，而甲醇的轉化率高達97.8%，其中PX選擇性高達96.8%。介于甲苯的單程轉化率低，我們采用兩個反應器串聯(lián)來提高甲苯的總的轉化率和降低反應器的體積。因為甲醇的轉化率很高，多余的甲苯基本轉化成低碳烯烴，如果有大量的低碳烯烴產生，將會產生大量的廢水。為控制低碳烯烴的大量產生，我們選擇在第二段反應器進口之前補充甲醇和甲苯。同時，經過甲苯甲醇烷基化一段反應過后混合氣體中C8組分增多，稀釋了甲苯和甲醇的分壓，降低反應速率。所以，在二段反應器進口補充的甲醇量比最初的甲醇進料量多，從而提高甲醇的分率，從而可以保證甲苯的最大轉化率。2.2.3 有關化學方程式a）甲苯自身轉化反應（副反應）b）甲醇自身反應（副

17、反應）c）甲苯甲醇烷基化反應（主反應）表2.1甲苯自身各反應的lgKP與溫度的關系反應溫度/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，甲苯自身的歧化反應平衡常數很小，且溫度對平衡常數的影響較小，所以在本項目當中，忽略甲苯自身的歧化反應。表2.2甲醇自身各反應的lgKP與溫度的關系反應溫度/K3005007009001000（4）2.871.290.680.360.25（5）11.199.288.588.208.07（6）

18、23.6416.7213.9312.4011.87（7）33.6622.5318.0215.5514.70由上表可以看出，反應（4）的平衡常數相對后面三個反應而言小很多，在本項目反應體系中不予以考慮。后面三個反應的平衡常數均較大，不可以忽略不計，所以在本項目反應體系中考慮后三個反應作為體系的副反應。綜上所述，本項目甲醇甲苯甲基化工段僅考慮甲醇甲苯烷基化、甲醇脫水生成乙烯、丙烯和丁烯反應。其他副反應在模擬中不予以體現(xiàn)。表2.3 甲醇甲苯烷基化反應的lgKP與溫度的關系反應溫度/K3005007009001000（8）11.666.654.553.382.97（9）11.496.594.573.4

19、53.06（10）12.067.004.903.733.32由上表可以看出，隨著溫度增加，三個反應的平衡常數逐漸減低，由熱力學分析可得溫度低有利于反應，但是由動力學可知，溫度越低，反應速率越慢，且溫度必須高于催化劑的活性溫度。故綜合考慮熱力學和動力學對反應的影響，本項目甲苯甲醇烷基化反應器操作溫度定為460。2.2.4 采用的催化劑 本工藝反應器中甲苯甲醇烷基化反應在選用催化劑時，就需保障甲苯高效轉化效果，通過查閱相關文獻，其反應條件如下：表2.4 甲苯烷基化反應條件甲苯烷基化反應催化劑ZSM-5反應溫度460反應壓力0.1Mpa重時空速1h-1甲苯甲醇摩爾比4:13 物料衡算化工過程的物料衡

20、算，是利用物理與化學的基本定律，對化工過程單元及化工過程單元系統(tǒng)的物料進行的定量計算。通過計算，從中找出主副產品的生成量，廢物的排出量，確定原材料的消耗與定額，確定各物流的流量、組成和狀態(tài)。在化學工程中，設計或改造工藝流程和設備，了解和控制生產操作過程，核算生產過程的經濟效益，確定原材料消耗定額，確定生產過程的損耗量，對現(xiàn)有的工藝過程進行分析，選擇最有效的工藝路線，對設備進行最佳設計以及確定最佳操作條件等都要進行物料衡算。而且，化學工程的開發(fā)與放大都以物料衡算為基礎。因此，進行物料衡算是非常必要的，具有非常重要的指導意義。對一般的體系而言，物料分布均可表示為：(物料的累積率)=(物料進入率)-

21、(物料流出率)+(反應生成率)-(反應消耗率)特別地，當系統(tǒng)沒有化學反應時，則可簡化為：(物料的累積率)=(物料進入率)-(物料流出率)在穩(wěn)定狀態(tài)下有：(物料進入率)=(物料流出率)化工流程模擬軟件ASPEN PLUS廣泛應用于化工過程的物料衡算和熱量衡算，該設計就利用ASPEN PLUS進行流程模擬，得出物料衡算表。3.1 搜集計算數據查閱資料，收集數據，確定計算輸入條件。這些數據包括：表3.1原料及輔助原料規(guī)格及用量一覽表序號原料規(guī)格萬噸/年1甲醇99.9%4.642甲苯99.5%14.185ZSM-5催化劑26.133表3.2 產品對二甲苯規(guī)格組分質量流率/（kg/h）質量分數苯0.61

22、15ppm甲苯0.113ppmOX1.1827ppmMX1.4235ppmPX40046.3896.5%重芳烴0.4110ppm產品規(guī)格優(yōu)等品國內價格預期/（元/噸）7130產量/（萬噸/年）20表3.3生產規(guī)模、時間和甲苯、甲醇轉化率生產規(guī)模年產20萬噸對二甲苯生產時間300×24=7200h甲苯的轉化率33.7%甲醇的轉化率97.8%PX選擇性96.8%產品純度96.5%3.2 單元系統(tǒng)物料衡算利用ASPEN PLUS建立流程如圖3.1，輸入搜集數據，進行模擬運算，得出物料衡算結果。圖3.1甲苯甲醇烷基化流程圖3.2.1 甲苯甲醇烷基化反應器1流入物流流出物流Temperatur

23、e C460460Pressure MPa0.10.1Vapor Frac11Mole Flow kmol/hr618.6610677.1058Mass Flow kg/hr30785.5530785.55Volume Flow cum/sec10.4540710.93489Enthalpy Gcal/hr-12.12527-13.73461Mass Flow kg/hrC6H68.8E+018.8E+02C7H81.97E+0413080.43EB51.429651.4296OX2.13956847.60472MX32.67278214.5335PX978.8118412.367C9H120

24、.0025740.002574C10H142.91E-082.91E-08H200CH400CH3OH4633.5851805.381C2H40478.7858C3H60309.8026H2O3469.6795071.852C4H80225.3110PDEB00Mass FracC6H60.0010400.001040C7H80.23303800.154505EB0.00060760.0006076OX2.53E-050.001546MX0.00038580.002534PX0.01156140.099366C9H123.04E-083.04E-08C10H143.43E-133.43E-13

25、H200CH400CH3OH0.0759930.021325C2H400.005655C3H600.003659H2O0.0409830.07172C4H800.002661PDEB003.2.2 甲苯甲醇烷基化反應器2流入物流流出物流Temperature C460.0032490Pressure MPa0.10.1Vapor Frac11Mole Flow kmol/hr848.1727869.716Mass Flow kg/hr39689.0939689.09Volume Flow cum/sec14.3342015.30415Enthalpy Gcal/hr-19.2568-19.74

26、28Mass Flow kg/hrC6H63.41E+023.41E+02C7H84.52E+0431178.66EB55.621455.62145OX47.702185.56785MX222.1076373.5705PX8823.66114503.52C9H120.0025730.002573C10H147.98E-087.98E-08H200CH400CH3OH6845.9053431.521C2H4478.7858898.3498C3H6309.8026519.5847H2O6124.8948044.585C4H8225.3109315.2175PDEB00Mass FracC6H60.

27、00113490.001134C7H80.15054690.103877EB0.00050940.0005094OX0.00043630.000784MX0.00203490.0034225PX0.08084360.1328829C9H126.48E-086.48E-08C10H147.31E-1307.31E-13H20CH400CH3OH0.0627220.03144C2H40.0043860.008230C3H60.00283850.00476H2O0.0561170.073705C4H80.0020640.002888PDEB003.2.3 氣液分離器流入物流1流出物流1流出物流2Te

28、mperature C505050Pressure MPa0.10.10.1Vapor Frac0.09256710Mole Flow kmol/hr869.716349.9878819.7283Mass Flow kg/hr39689.091733.15237955.96Volume Flow cum/sec0.6055770.3701560.01191Enthalpy Gcal/hr-34.568500.476231-35.3340Mass Flow kg/hrC6H61240123.8639C7H811345.454011345.45EB55.621454055.62145OX85.56

29、7854085.567854MX373.570540373.57054PX14503.52014503.52C9H120.002573800.0025738C10H147.98E-080.00E+007.98E-08H2000CH4000CH3OH3431.52103431.521C2H4898.3498898.34980C3H6519.5847519.58470H2O8044.58508044.585C4H8315.2175315.21750PDEB000Mass FracC6H60.001134900.001186C7H80.103877400.108620EB0.000509400.00

30、05327OX0.000785400.0008196MX0.003422500.0035789PX0.132882900.1389509C9H122.35E-080.00E+006.78E-08C10H142.65E-130.00E+007.65E-13H2000CH4000CH3OH0.0314400.0328756C2H40.00823090.18848470C3H60.00476030.10901520H2O0.073705400.0770709C4H80.0028880.066136360PDEB0003.2.4 層析器流入物流1流出物流1流出物流2Temperature C50202

31、0Pressure MPa0.10.120.12Vapor Frac000Mole Flow kmol/hr819.7283499.5138320.2145Mass Flow kg/hr37955.969897.08728058.84Volume Flow cum/sec0.0119130.0033910.008886Enthalpy Gcal/hr-35.33407-33.6304-3.599170Mass Flow kg/hrC6H61240.007454123.8564C7H811345.450.01738111345.454EB55.621450.00000255.621418OX85

32、.567859.96E-0685.567818MX373.57051.30E-05373.57018PX14503.520.000380714503.512C9H120.0025732.76E-120.0025738C10H142.90E-087.45E-192.90E-08CH3OH3431.5212051.7661379.7545H2O8044.5857845.294199.29141Mass FracC6H60.00118652.74E-070.0016050C7H80.10862070.000000640.1469338EB0.00053271.01E-100.0007207OX0.0

33、0081813.67E-100.0011090MX0.00357894.8E-100.0048414PX0.1389500.0000000140.1879621C9H122.4E-081.0E-163.33E-08C10H142.78E-132.73E-233.74E-13CH3OH0.03287560.07538540.0178814H2O0.07707090.28824980.00258293.2.5 甲醇塔流入物流1流出物流1流出物流2Temperature C8079.08966106.617Pressure MPa0.120.10.12Vapor Frac000Mole Flow k

34、mol/hr499.5152249.7569249.7568Mass Flow kg/hr9897.0875397.6514499.418Volume Flow cum/sec0.0031130.0017810.0013716Enthalpy Gcal/hr-33.0198-16.1369-16.7653Mass Flow kg/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-83P

35、X0.00038070.00038071.07E-83C9H122.78E-121.02E-160C10H141.32E-180.00E+000.00E+00CH3OH2051.7632051.7691.78E-10H2O7845.2943.13E+034499.44Mass FracC6H62.36E-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

36、-88C9H122.80E-161.02E-200C10H147.52E-230.00E+000CH3OH0.0753853.80E-014.49E-14H2O0.2882490.2254080.3636363.2.6 PX精制塔流入物流1流出物流1流出物流2流出物流3Temperature C8581.581.5145.0105Pressure MPa0.120.10.10.12Vapor Frac0100Mole Flow kmol/hr320.21456.75361018.4660711.72222Mass Flow kg/hr28058.85317.439714142.8713598.

37、53Volume Flow cum/sec0.0095730.05420.004780.005052Enthalpy Gcal/hr-2.81494-0.21403-2.19417-0.000767Mass Flow kg/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.

38、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-19Mass FracC6H64.41E-031.45E-020.0030664.45E-16C7H84.04E-015.28E-010.2872004.15E-06EB0.0007213.13E-049.88E-040.00111OX0.0011095.40E-062.30E-

39、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 熱量衡算在化工生產中，有些過程需消耗巨大的能量，如蒸發(fā)、干燥、蒸餾等；而另一些過程則可釋放大量能量，如燃燒、放熱化學反應過程等。為了保證生產在適宜的工藝條件下進行，必

40、須控制物料帶入或帶出體系的能量，控制能量的供給速率和放熱速率。為此，需要對各生產體系進行能量衡算。能量衡算對于生產工藝條件的確定、設備的設計是一種不可缺少的化工基本計算。化工生產的能量消耗很大，能量消耗費用是化工產品的主要成本之一。衡量化工產品能量消耗水平的指標是能耗，即制造單位質量（或單位體積）產品的能量消耗費用。能耗也是衡量化工生產技術水平的主要指標之一。而能量衡算可以為提高能量利用率、降低能耗提供主要依據。物流焓的基準狀態(tài)包括物流的基準壓強、基準溫度、基準相狀態(tài)，熱量衡算的文字表達式為：輸入系統(tǒng)的能量=輸出系統(tǒng)的能量+系統(tǒng)積累的能量對于連續(xù)生產，系統(tǒng)積累的能量為0，所以有Q + W =

41、Hout - HinQ系統(tǒng)的換熱量，即與加熱劑或冷卻劑的換熱量W輸入系統(tǒng)的機械能Hin進入系統(tǒng)的物料的焓Hout離開系統(tǒng)的物料的焓4.1 單元設備熱量衡算在物料衡算的基礎上，利用流程模擬軟件Aspen plus進行熱量衡算，結果如下：4.1.1 甲苯甲醇烷基化反應器1表4.1甲苯甲醇烷基化反應器1負荷計算表Heating DutyHeat duty/kW-1871.682Q= -1871.682kW表4.2甲苯甲醇烷基化反應器1焓變計算表流入物流流出物流Temperature C460460Pressure MPa0.10.1Vapor Frac11Mole Flow kmol/hr618.6

42、611647.1058Mass Flow kg/hr30785.5530785.55Volume Flow cum/sec10.4540710.93489Enthalpy Gcal/hr-12.1252-13.7346H/kW-14101.69-15973.36表4.3甲苯甲醇烷基化反應器1能量平衡表Q總/kWW總/kWHin/kWHout/kWError-1871.6820-14101.69-15973.363.48E-074.1.2 甲苯甲醇烷基化反應器2表4.4甲苯甲醇烷基化反應器2負荷計算表Heating DutyHeat duty/kW-565.1241Q= -565.13kW表4.

43、5甲苯甲醇烷基化反應器2焓變計算表流入物流流出物流Temperature C460.0032490Pressure MPa0.10.1Vapor Frac11Mole Flow kmol/hr848.172869.716Mass Flow kg/hr39689.136689.1Volume Flow cum/sec14.3342115.30414Enthalpy Gcal/hr-19.02568-1907428H/kW-22395.74-22960.88表4.6甲苯甲醇烷基化反應器2能量平衡表Q總/kWW總/kWHin/kWHout/kWError-565.130-22395.747-2296

44、0.88-1.49E-074.1.3 層析器表4.7 層析器負荷計算表Heating DutyHeat duty/kW-2204.453Q= -2204.454kW表4.8 層析器焓變計算表流入物流1流出物流1流出物流2Temperature C502020Pressure MPa0.10.120.12Vapor Frac000Mole Flow kmol/hr819.7283499.5138320.2145Mass Flow kg/hr37955.969891.08728058.85Volume Flow cum/sec0.0119130.0033920.008886Enthalpy Gca

45、l/hr-35.3341-33.6314-3.59917H/kW-41093.52-39112.15-4185.818H/kW-47808.62-43297.99表4.9層析器能量平衡表Q總/kWW總/kWHin/kWHout/kWError -2204.4540-47808.62-43297.8183.63E-014.1.4 甲醇塔表4.10 甲醇塔負荷計算表CondenserReboilerHeat duty/kW-7226.2397362.945Q=1366.888kW表4.11 甲醇塔焓變計算表流入物流1流出物流1流出物流2Temperature C8079.08966106.617P

46、ressure MPa0.120.10.12Vapor Frac000Mole Flow kmol/hr63.15018249.7569249.7567Mass Flow kg/hr989.81455397.6514499.44Volume Flow cum/sec0.0031130.0017810.001372Enthalpy Gcal/hr-33.01964-16.13695-16.76538H/kW-38402.09-18767.27-19498.145H/kW-38402.09-38265.41表4.12 甲醇塔能量平衡表Q總/kWW總/kWHin/kWHout/kWError1366

47、.8880-39632.29-38265.41-1.16E-024.1.5 PX精制塔表4-13 PX精制塔負荷計算表CondenserReboilerHeat duty/kW-6777.1467250.402Q=1301.455kW表4.14 PX精制塔焓變計算表流入物流1流出物流1流出物流2流出物流3Temperature C8581.581.5145.0105Pressure MPa0.120.10.10.12Vapor Frac0100Mole Flow kmol/hr320.21456.75361118.46607128.0858Mass Flow kg/hr2806.12317.4

48、39714142.8713598.53Volume Flow cum/sec0.0095850.0541840.004780.005052Enthalpy Gcal/hr-2.81494-0.21308-2.19417-0.000767H/kW-3273.77-247.812-2551.82-0.892338H/kW-3521.589-2552.712表4.15 PX精制塔能量平衡表Q總/kWW總/kWHin/kWHout/kWError1301.4550-3854.167-2552.7125.13E-25 設備選型及計算5.1 甲苯甲醇烷基化反應器1的工藝計算通過前面動力學分析及查閱相關文獻現(xiàn)確定以下設計基礎數據：反應溫度T=460，反應壓力P=0.1MPa，甲苯，甲醇單釜質量空速取1h-1；ZSM-5催化劑堆積密度p=0.68g/cm3，