毕业设计（论文）-年产5万吨对苯二甲酸二辛酯对二甲苯合成工段初步设计.docx

题目年产5万吨对年：中万：辛酯对.甲苯合成工二初步设计学院专业班级学生姓名指导教师成绩本设计为年产5万吨对米二甲酸二辛酯对二甲米合成工段的初步工艺设计，在设计说明书中，简单介绍了对二甲苯的性能、主要用途、牛.产现状和发展趋势，本设计确定以甲苯甲醉烷基化作为本设计的工艺生产方法。在设计过程中，根据设计任务书的要求，通过物料衡算和热量衡算，以确定设备工艺参数和消耗工艺指标，同时对对二甲苯生产过程中的自动控制原理及“三废''治理作了相关说明，对涉及到的设备进行了简单的初步设计。绘制了相应的设计图纸，设计图纸包括工艺流程图、主要设备图的装配图、设备的平面布巴图等，并完成了ASPEN全流程模拟。关键词：对二甲苯：甲苯;工艺设计AbstractThisisthet1.rsistepprocessdesignforannua1.outputof50,(MX)ionsofDOTP,Inthedesignedspecifications,deve1.opingtrend,binedtheproductionstatusofSinopec,1.tdandfina1.1.ywitha1.ky1.ationofto1.uenewithmethano1.methodsasprocessPmdUCIionmet1.uxisofthedesigns.InIhedesignPrOCe*s,inaccordancewith(herequirementsofthemissiondesign.Throughthemateria1.ba1.anceandenergyba1.ance,todeterminetheequipmentandtechnica1.parametersofconsumptionindicators,whi1.etheproductionofParaxy1.eneintheprocessofautomaticcontro1.Iheoryand"Threewastes"Managementmadeanoteoftheentiredevicetoapre1.iminarydesign.Drawingthecorrespondingdesigndrawings,inc1.udingprocessmaps,p1.ansofmajorequipmentassemb1.y,equipmentsuchasthe1.ayoutp1.ansandfinishingthewho1.eprocesssimu1.ationOfASPEN.Keywords:Paraxy1.enc:To1.uene:Processdesign摘要1Abstract2第I空总论51.1 概述51.1.1 意义与作用51.1.2 国内外的现状及发展前景51.1.3 产品的性质与特点61.1.4 产品的生产方法概述及工艺路线选择71.2 设计依据91.3 厂址选择91.4 设计规模与生产制度91.4.1 设计规模91.4.2 生产规模与制度91.5 原料与产品规格101.5.1 主要原料、燃料规格及消耗101.5.2 产品规格1()第2章工艺设计计算112.1 工艺原理I1.2.2 工艺流程简述132.3 工艺参数132.4 物料衡算142.5 热量衡算182.6 Aspenp1.us模拟25第3章设备选型303.1 换热器的选里303.2 泵的选型323.3 气液分离器的设计333.4 液液分离器的设计343.5 鼓风机的选型353.6 压缩机的选型363.7 反应港设计36第4章设备一览表44第5章车间设备布置设计465.1车间设备布置46第6堂自动控制486.1 主要的控制原理486.2 自控水平与控制点486.2.1 动力设备的基本控制方案486.2.2 换热器的基本控制方案496.2.3 反应器的基本控制方案506.2.4 分离器的基本控制方案50第7章环境保护527.1 三废产生情况527.2 三废处理情况52第8章公用工程538.1 供电538.2 供水538.3 供暖538.4 通风53结束语54参考文献55致谢56第1章总论1.1 概述1.1.1 意义与作用随着我国化工水平的不断提高，DOTP产能的不断加大，塑料、纺织工业对DOTP原料对二甲苯(PX)的需求进一步扩大，我国未来的对二甲苯市场仍然有很大缺口。即使现今我国PX产能与技术已经位居世界前列，但是原料的增长仍不如DOTP的发展迅速，韩国、新加坡等国家早已纷纷建厂，将目标定在中国这个广大的PX市场。因此，为了提高作为国民经济命脉之的基础化工原料对二甲苯的自给率，让中国的基础产业不会受制于人，我们的年产2万吨对二甲苯的甲苯甲醇烷基化技术对F国家有着一定的战略意义。本项目为年产2万吨对二甲苯，建J.干中国石化海南炼油化工公司。项目使用甲苯甲醉烷基化反应制取对二甲苯，产品质量分数在85%以上。本项目不仅能缓解国内对二甲茶短时间需求旺盛的情况,也对稳定国内PX市场、国家PX产业的健康长久发展有着定意义，经济效益与社会效益明显。1.1.2 国内外的现状及发展前景PX产业的国内现状叫聚酯纤维的迅速发展，拉动了其上游原料精对二苯甲酸的消耗,进而乂拉动了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。2015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圾大的生产集团，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%.2009年是我国PX生产能力增长最快的一年，新增产能284万吨，比2008年的442.1万吨增长64.2%.截至2015年9月底，我国PX的生产厂家有13家总生产能力达到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“PX产业的国外现状:北美地区的新建PX装为主要集中在美国，用于生产PTA的PX将提高到82.1%,由于生产成本较低加之原料供应充足，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，用下生产PTA的PX比例也将进一步增长。在欧洲对二甲米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理的建成投产，使得世界时二甲笨供应紧张价格上涨。2002年由于有200多万吨/年的对紫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/年的对苯二甲酸牛.产装置建成投产，使得亚洲地区的对二甲苯供应紧张。1.1.3 产品的性质与特点产品规模：年产2万吨对二甲苯产品性质：对二甲苯的物理性质无色透明液体,具有芳香气味。比重0861,熔点I3.2C,沸点138.5C,闪点25,能与乙两,乙微、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)。对二甲苯的化学性质对金属无腐蚀性，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。与其他轨化剂的作用和邻二甲米类似。对二甲米在碳酸钠水溶液和空气存在下，于25O'C,6MPa卜生成对甲基苯甲酸、对苯二甲酸、乙醉。用钻盐作催化剂，12OC经空气液相氧化生成对甲基苯甲酸。氯化反应与其他二甲苯类似。对二甲苯热解生成甲烷、氢、甲苯、对联甲苯、2.6-二甲基慈稳定性：稳定禁配物：强氧化剂、酸类、卤素等聚合危害：不聚合常见化学反应：甲基能被常见氧化剂氧化。如用稀硝酸氧化生成对甲堪茉甲酸，继续氧化生成对苯二甲酸：用酸性高镭酸钾也能将甲基氧化成浚基。甲基上的氢原了能被卤素取代.产品用途：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，就不能生产高品历的汽油.PX为基础有机化工原料之一，主要生产对米二甲酸(PTA)及对紫二甲酸二甲麻DMT),分别占PX消费量的80%和12%左右，这两种单体又是生产聚脂纤维和聚酯塑料的原料。全球产量的98%左右用于生产聚酯。聚酯的绝大部分用于生产添纶，涤纶是目前生产和消贽最多的化纤品。我国是化纤大国，合成纤维生产需要大量PX,部分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、染科以及溶剂等领域有广泛的用途。对二甲米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。1.1.4 产品的生产方法概述及工艺路线选择由甲苯制取对二甲苯的途径网有：甲苯的歧化烷基化反应以及甲苯甲醇烷基化反应。我们对两种途径进行详细地比较来确定最佳的工艺路线。甲苯的歧化烷基化工艺甲苯歧化与烷基化反应包括两个主反应：甲笨歧化反应:甲苯烷基化反应：Tatoray法：该法的工艺流程如下：原料甲苯和O经进料泵与循环氮混介，混合后的物料与反应器出来的物料换热后，经过原料加热炉到反应要求的温度，自上而下通过歧化反应器，与催化剂接触发生歧化与烷基化反应。反应产物离开反应器经换热器与原料换热，再经冷凝冷却进入产品分离器进行汽液分离。该方法的特点：采用J'气固绝热固定床反应器，结构极为简单，反应过程放热量很小，反应温度容易控制操作温度和压力都较缓和，对设备材质无苛刻要求。1.TD法：美国MObi1.ChemcO开发了AP-催化剂，反应在新型固定床沸石催化剂液相中进行，反应温度26O3I6X?,生成米和二甲素，同时生成含三甲米和多甲苯的芳蝶，芳炒收率在99%以上，反应基本不生成乙苯，因此二甲苯分离中不必分离乙苯。该法的特点主要有：低温液相反应，操作压力较高：液相反应催化剂不容易结焦，不临氧操作，反应基本上无乙素生成。甲苯甲静烷基化工艺及比较近年来，I®若煤化工及CI化学的发展，甲醉来源更加丰富、价格更加低廉，甲苯甲醉烷基化合成对二甲米工艺因其一次性反应可直接高选择性得到对二甲素，后续提纯和分离工艺简单，甲苯利用率较高，能耗低，环保安全等优点，具有较好的发展前景。GTo1.A1.k工艺：GTC公司从印度行化公司引进甲苯烷基化工艺，开发了GT-TbIAIk甲苯甲基化制PX技术。核技术在装有种专有的高硅沸石催化剂的固定床反应器中,甲苯甲醇摩尔比为2,反应温度为4OO5OOC,压力为0.1.05MPa,在一定的氢气和水的存在下发生烷基化反应，PX选择性大于85%,催化剂运行周期05a-1.a°GTTo1.AIk甲苯甲基化工艺开生产HPX原料甲笨和甲耨的定额消耗分别为102和06i.大连理工大学甲藻与甲醇烷基化技术：大连理工大学1984年开始甲苯甲醇烷基化合成PX工艺研究及催化剂研制工作，并于1986年来用他们研制的铁、稀土改性ZSM5催化剂，在小试装置上连续运转5Oh,催化剂稳定性良好，甲苯平均转化率接近18%,PX选择性达到98%,近年开发了SipMg改性的纳米ZSM-5,加氢金属改性的纳米ZSM-5催化剂，提高了稳定性，且催化剂在制备和再生方面具有较好的重笈性.纪合改性的纳米ZSM-5催化剂，在较苛刻条件下经50Oh运转，甲笨转化率在22%25%之间，PX选择性稳定在98%以上.甲苯制PX工艺路线的选择比较分析甲苯歧化烷基化，甲苯甲醉烷基化工艺路线，可以发现甲苯岐化烷基化二甲苯中对二甲苯的含量较低，未能打破热力学平衡分布.甲苯甲醉烷基化工艺不仅对二甲米的选择性i,并且操作条件不苛刻，在常压不临狙条件下反应，可以节省相应的工艺设备。甲苯甲醇反应生成二甲苯和水，环保安全。通过以上分析对比，甲苯制PX的工艺路线我们选择甲苯甲醇烷基化制PX工艺路线.甲茶甲醉烷基化工艺流程的确定卜.面对几种典型的甲苯甲醇甲基化工艺做了详细的对比网：表I-I典型甲苯甲陶烷基化工艺的对比项目ExxonMobi1.GTC大连化物所反应温度/C600400450450500压力/MPa0.280.10.52.9PX选择性96.«859398是否临氢是是否副产物C5以下烷炷CO、CO2、翅等乙烯、丙烯催化剂寿命/a0.51循环再生反应器形式固定床固定床固定床由以上对比可以看出：大连物化所研发的甲米甲醉烷基化工艺在常压条件下，不需要临氢操作，可以节省相应的工艺及设备。我们采用大连化物所研发的高性能催化剂，高选择性的生产PX。所以我们选择大连化物所与陕煤合作开发的技术的甲苯甲醇甲基化工艺，并采用大连化物所研发的高性能催化剂。1.2 设计依据化工工程设计相关规定：齐齐哈尔大学设计（论文）手册；化工工艺设计手册（上册）：8化工原理：化工单元操作及设备课程设计板式精镭塔的设计：GB.T17450-1998：技术制图图线：GB17451-1998©技术制图图样画法视图简介。1.3 厂址选择厂址选择是一项包括政治、经济、技术的粽合性工作。必须贯彻国家建设的各项方针政策，多方案比较论证，选出投资省、建设快、运营费低、具有最佳经济效益、环境效益和社会效益的厂址。原则：符合所在地区、城市、乡镇总体规划布局；节约用地,不占用良田及经济效益高的土地，并符合国家现行土地管理、环境保护、水土保持等法规有关规定：有利于保护环境与景观,尽量远离风珏游览区和自然保护区，不污染水源，有利于三废处理，并符合现行环境保护法规规定。本设计题目为年产2万吨对二甲苯合成工段初步设计，生产厂址选择在中国石化海南炼油化工公司。1.4 设计规模与生产制度1.4.1 设计规模年产对二甲苯2万吨。1.4.2 生产规模与制度年工作日330天，对二甲苯的产量2.5x1.O%gh°生产时间330天,本乍间实行每天三班制，每班8小时。1.5 原料与产品规格1.5.1 主要原料、燃料规格及消耗本项目中所涉及到的主要原料是甲苯、甲醇、工艺软水和过热蒸汽。本项目的原料消耗量见下表：表1-2原料消耗表物料来源产量甲苯甲酹工艺软水ZSM-5催化剂外购外购来自水库外购4.40万I电年0.53万吨/年1.16万岫年1.69吨/年项目动力及公用工程消耗估算见下表：表1-3项目动力及公用工程消耗估算表物料数显单位电2780万度低压汽15.48万吨烟道气2.54万吨循环冷却水720.30万万1.5.2产品规格本项目的产品规格如下：表1«产品方案表产品名称规格（%）级别产量（7JH单价（元网质埴分数年）PX85.00二等品2.006500IO第2章工艺设计计算2.1工艺原理甲苯和甲醇的烷基化过程为：甲苯与甲静通过三条途径苜先生成二甲苯（3种异构体），然后二甲苯再接受个碳正离子生成三甲苯，三甲苯以同样的方法生成四甲苯等等，由此可以看出，这是一个连串的反应体系：除此之外，还存在甲笨及其产物与烷基化试剂的（W链烷基化，例如甲茶和甲静侧链烷基化生成紫乙烯和乙茉，产物分子之间还存在异构化、歧化、转烷基化和脱烷基化等反应，因此这是一个十分更杂的反应体系。就获得高对二甲苯产率的来说，控制反应的深度以及选择性显得非常重要。甲苯、甲醉烷基化生产对二甲苯的体系复杂，副反应多，在模拟前期，我们只考虑甲半、甲醇自身转化体系以及甲茉、甲醉烷基化生成二甲素的体系进行热力学分析与计算。（1）甲苯自身转化反应（副反应）-0÷-c÷.2（5O+（2）甲静自身反应（副反应）2CH3OHCH3OCH3+2H2O（3）2CH3OHC2H4+2H2O3CH3OH+CH3OH+H2OHjO-CH,OHH2O+CHQHC3H6+3H2OC4H8+4H2OI1.4CHOH甲苯甲醇烷基化反应（主反应）表2-1甲苯自身各反应的1.gK与温度的关系温度，K3005007009(X)I(XK)(I)-1.35-1.18-1.11-1.()9-).08(2)-0.7X-0.77-0.7X-0.81-0.82(3)-1.18-1.73-1.13-1.15-1.17由上表可以看出，甲苯自身的歧化反应平衡常数很小，I1.温度对平衡常数的影响较小，所以在本项目当中，忽略甲笨自身的歧化反应。表2-2甲酹自身各反应的吆K/与温度的关系温度/K3005007(X)9(X)100o(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，反应（4）的平衡常数相对后面三个反应而言小很多，在本项目反应体系中不予以考虑.后面三个反应的平衡常数均较大，不可以忽略不计，所以在本项目反应体系中考虑后三个反应作为体系的副反应。综上所述，本项目甲酹甲苯甲基化工段仅考虑甲醉甲苯烷基化、甲醉脱水生成乙烯、丙烯和丁烯反应。其他副反应在模拟中不予以体现.表23甲解甲苯烷基化反应的IgKj与温度的关系300500温度/K700900100O(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，随着湿度增加，一个反应的平衡常数逐渐减低，由热力学分析可得温度低有利于反应，但是由动力学可知，温度越低，反应速率越慢，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应的影响，木项目甲苯甲醇烷基化反应器操作温度定为460Co甲藻和甲静的烷基化过程为：甲米与甲醇通过三条途径首先生成二甲米（3种片构体），然后二甲苯再接受一个碳正离子牛.成三甲苯，三甲苯以同样的方法生.成四甲苯等等，由此可以看出，这是个连串的反应体系：除此之外，还存在甲苯及其产物与烷基化试剂的侧链烷基化，例如甲莘和甲的侧链烷基化生成苯乙烯和乙莘，产物分子之间还存在异构化、歧化、转烷基化和脱烷基化等反应，因此这是一个十分更杂的反应体系。就获得高对二甲苯产率的来说，控制反应的深度以及选择性显得非常重要。甲笨、甲醇烷基化生产对二甲笨的体系复杂，副反应多。在模拟前期,我们只考虑甲苯、甲醉自身转化体系以及甲苯、甲肝烷基化生成二甲素的体系进行热力学分析与计卯。甲苯自身转化反应（副反应）Ooo甲醇自身反应(副反应)2CH,0HCH3OCHj+2H2O2CH3OHC2H4+2H2O3CHOHC5H6+3H2O4CH3OHC4Hs+4HQ甲苯甲醇烷基化反应（主反应）表2-1甲苯自身各反应的IgKp"与温度的关系温度，K5007003K)I(XX)续表遍力(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，甲苯自身的歧化反应平衡常数很小，且温度对平衡格数的影响较小，所以在本项目当中，忽略甲苯自身的歧化反应。表2-2甲的自身各反应的国K/与温度的关系由上表可以看出，反应（4）的平衡常数相对后面三个反应而言小很多，在本项目反应体系中不予以考虑。后面三个反应的平衡常数均较大，不可以忽略不计，所以在本项目反应体系中考虑后三个反应作为体系的副反应。综上所述，本项目甲酹甲苯甲基化工段仅号虑甲醉甲苯烷基化、甲酹脱水生成乙烯、丙烯和丁烯反应。其他副反应在模拟中不予以体现.袁2-3甲酹甲苯烷基化反应的IgKp"与温度的关系300500温度/K7(»900I(XX)（8）11.666.654.553.382.97(9)11.496.594.573.453.()6(10)12.067.004.903.73332由上表可以看出，随着温度增加，三个反应的平衡常数逐渐减低，由热力学分析可得温度低有利于反应，但是由动力学可知，温度越低，反应速率越慢，I1.温度必须高丁催化剂的活性温度故综合考虑热力学和动力学对反应的影响，本项目中苯甲的烷基化反应器操作温度定为460,Co2.2 工艺流程简述原料甲米与甲静混合后进入烟道气换热器将原料混合物加热到反应最佳悚作温度46()1C,进入甲笨甲醇烷基化反应器进行反应。反应完后的混合气体经过换热后进入气液分齿器分离烯攵左和芳姓。分而出来的芳炫进入层析器进行油水两相分高，分忘出来的油相进入卜.一工段进行甲苯和二甲苯的分离。工艺流程方框图如N图2“甲茶甲群烷基化流程图2.3 工艺参数本文只对对二甲苯合成段进行设计，所以只列出相关参数。表35合成装置温度装置名称仪表名称温度用原料温度2020原料预热器出料温度EO1.O1.460反应器出料温度R0102490层析器进料温度VOI0350表24合成装置压力装置名称仪表名称压力/Mpa原料压力POIOI0.1反应器压力R0!032.92.4 物料衡算化工过程的物料衡算，是利用物理与化学的基本定律，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，废物的持出量，确定原材料的消耗与定额，幽定各物流流量、组成和状态。在化学工程中，设计或改造工艺流程和设备，/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，对设备进行最佳设计以及确定最佳悌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基础。本项目以甲苯、甲醉为原料，通过甲苯甲醇烷基化生产对二甲苯。本流程为连续生产过程，发生化学反应的是甲米甲醉烷基化工段，本厂所需主要设备有压缩机、泵、换热涔、反应器、分离器等，涉及到的物料主要有甲苯、甲醉，输入整个生产系统的能址主要有电能、加热介质带入的能很和进入物料的培，输出的能量有冷却剂带走的能量和输出物料的培系统的物料衡算以质量守恒为理论基础，研尢某i系统内进出物料量及组成的变化,即叫系统素计的质用=输入系统的质量-输出系统的质量+反应生成的质量-反应消耗的质量假设系统无泄漏，有：dF/dt=FINFovt+GrCr(2-1)当系统无化学反应发生时，有：dFdt=FiN-Fo(2-2)在稔定状态下，有：dFd1.=FN-FoIn=0,FIN=FoiJT(2-3)注：MN进入系统的物料流率：Fo流出系统的物料流率：GR-反应产生.物料速率；CR-反应消耗物料速率。通过对系统整体以及部分主要能元的详细物料衡算，得到生、副产品的产量,原料的消耗量，“三废”的排放量以及最后产品的质量指标等关键经济技术指标，对所选工艺路线、设计流程进行定量评述，为后阶段的设计提供依据。本课题为年产5万吨对苯二甲酸二辛酯对二甲苯合成工段的初步设计，其涉及到的化学反应主要有甲苯甲醇烷基化生成对二甲苯、对二甲苯与氧气反应生成对苯二甲酸和对米二甲酸与异辛醉反应生成对策二甲酸二辛的。由文献网杳得对茶二甲酸与异辛醇反应生成对苯二甲酸二辛酯的原料合成转化率为90%(除去各部分损失,按照88%粗略估算)，选择性按照100%计算，对苯二甲酸二辛酯产品纯度为991%对苯二甲酸原料的纯度为95%,对苯二甲酸的相对分子质fit为166,对苯二甲酸二辛腑的相对分子质量为390,结合化学反应方程式可得下式：对笨二甲酸的用量:Ma«MZz500001.000×99.i%166x、,-7-h=(-×-)÷(90%×95%>=3.426×10甲醇99.9%0.525甲茶99.5%4.4ZSM5催化剂一0.213甲苯甲醉烷基化反应甲苯的转化率化.7%.而甲醉的转化率高达97.8%,其中PX选择性高达96.8%,对二甲苯粗产品的纯度为85%,由甲苯甲钾烷基化生成对二甲苯的反应可有如下计算需要原料甲解量：mt.,MatMz2OOOO×1.OOO×85%32、=(赤)y<97.8%×99.9%)=729,55kghXva/ZUUIUn则年需求量：0.525万吨/年同理求得需要原料甲苯量：m('bMi1.IMz20000×1.000×85%92、,'=(-X-)/(33.7%×99.5%)=6.11.1.×103kghXCa72001060则年需求量:4.400万吨/年反应器的物料衡算：反应部分工艺参数：kgh1.j/ZUUJVU需要纯度95%的对二甲苯量为：24667.2吨/年对于对二甲苯与氧气生成对紫二甲酸的反应(对二甲茶的相时分子质量为106,对二甲苯纯度85%,合成转化率为92%)：对二甲苯的投料量：InCbKMaKkz24667.2×1000×95%106、,=(-×)÷(92%×85%)=2.658×103kgh因此可得到需要对二甲苯的质员为：1.9I4万吨/年故可确定课题为年产2万呻对二甲苯合成工段初步设计.本设计采用甲茉甲醉烷基化工艺生产对二甲米，所需要的原料均为外购，具体情况罗列为下表：表2原料及辅助原料规格及用量一览表序号原料规格方电年对二甲苯生产能力为2万吨/年，年操作时间7200h,反应温度46(C,反应压力0.1MPa,甲米的单程转化率为33.7%,选择性96.8%,甲静的单程转化率为97.8%,根据相关化学反应方程式可得到如卜.计算：进入反应器的甲苯量：q=(6.111X10(X)×99.5%),92=M>.()9kmo1.'M进入反应器的甲酹量：q=*(729.55×99.9%)32=22.78kmo1.h甲苯甲醇烷基化消耗的甲苯量：q=耍66.()9×33.7%=22.27kmo1.h消耗的甲静量：q=£=22.27×1=22.27kmo1.hM生成的对二甲苯量：q=22.27×1=22.27kmo1.h生成水量：q=为=22.27×1=22.27kmo1.h由甲静自身副反应可计算出消耗甲醉的量：qX(I-S)=22.78x97.8%X(1.-96.8%)=O.713kmo1.h并且生成一定量的乙烯、丙烯、烯和水，因为无法得知甲醇自身的三个副反应的优先级以及相应的动力学参数，所以只能凭借物侦的量守恒原理得出每小时生成的烯煌中含有0.713kmo1.的碳和0.713x2=1.426kmo1.的氢,并且有0.713kmo1.的水产生.则未反应的甲米量：qX(I-S)=66.09x(1-33.7%)=43.82kmo1.未反应的甲醉量：qX(I-S)=22.78×(1-97.8%)=0.501.kmo1.由此可得到反应器部分的物料衡算数据如下表表28反应器入口和出口的气体量knoUh甲笨甲醉PX水烯波其他杂质入口66.0922.78000微年出口43.820.50122.2722.980.713微限接下来物料进入气液分离版,物料在气液分离罂中不发生化学反应，由气液分离器将混合烯燃从体系中分离出来，具体的气液分离器部分物料衡算数据如下表：表2-9气液分盅器人口和出口的气体量km°Uh甲苯甲醉PX水烯烧其他杂质入口43.820.50122.2722.980.713微盘出口I00000.713做瞰出口243.820.50122.2722.980接下来物料进入层析器，物料在层析器中不发生化学反应，由层析器招油相与水相分离，具体的层析器部分物料衡算数据如下表：表2/0层析器入口和出口的气体量kmo1./b甲甲解PX水烯烧其他杂质入1143.820.50122.2722.980做1ti1.11100.501022.980微必出口243.82022.2700微最从层析器出口I出来的物料进入三废处理系统。因为此过程不发生化学反应，所以具体的水相出口物料衡算数据如下表：2-1.1.水相出口的气体量kmo1./h甲一甲醇PX水烯烧其他杂质入口00.501022.980做班出口00.50!022.980微量同理，从层析器出口2出来的物料进入油相换热器预热。因为物料在换热器中不发生化学反应，所以具体的换热器部分物料衡算数据如下表：表2-12换热器入口和出口的气体量km3h甲藻甲醇PX水烯烬其他杂质入口43.82022.2700出口43.82022.27002.5 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、干燥、蒸储等：而另一些过程则可释放大量能量,如燃烧、放热化学反应过程等。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贵，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。能址衡算对丁生产工艺条件的确定、设备的设计是一种不可缺少的化工基本计算。化工生产的能量消耗很大，能量消耗费用是化工产品的主要成本之一。衡量化工产品能员消耗水平的指标是能耗，即制造单位质量（或单.位体积）产品的能限消耗费用。能耗也是衡Sc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利用率、降低能耗提供主要依据。系统的能量衡算能量守恒为理论基础，研究某一系统内各类型的能量的变化，即：输入系统的能量=输出系统的能员+系统积累的能量对于连续系统,有叫Q+W=Hou-IHin注：(2-4)甲醇定性温度:20+65=42.5'C20+1112=65.5'CQ设符的热负荷：W输入系统的机械能：EHOUT-离开设备的各物料培之和；EHN-进入设备的各物料培之和。本项目的能量衡算以单元设齐为对彖，计算由机械能转换、化学反应释放能员和单纯的物理变化带来的热量变化.能信衡算要确定以下几点：确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。确定精馀各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率，确定加热剂和冷剂的用量，为后续换热和公用工程的设计做准备.确定反应过程中的热交换量，指导反应器的设计和选型。最终计算出所需的能量和费用，判定工艺过程的经济性。物料首先经过烟道气换热器加热到460C,即原料入口温度为20C,出口温度为460,C.查阅资料可知甲苯沸点I1.OC,甲醉沸点65C.由公式Q=mCAT可以得到如下计算：入口时，甲苯带入热：mCT=6.1.1.1.X1.oOoX36.989x20=4.521.×106kM同理，原料甲静带入热:mCT=729.55×18.93×20=2.762×1.05kJh则原料总带入热QI为：Q1=4.521X106+2.762×105=4.797×106U/h加热过程中各组分发生相变，甲藻的定性温度:查得甲笨，甲醇在定性温度下的比热容，甲笨171.59kJkgC甲-83.7kJkg0甲米，甲醇由常温至沸点过程中的热负荷可由公式Q=mCT可以计兑：mCT=171.59×6111×(110-20)=9.43×10skJh从20C至65C甲醇的热负荷：mCT=83.7×729.55×(65-20)=2.75x1.O3kJ.a)沸点时甲米的汽化潜热r=3.32x1.3kjkg,甲醇r=3.52x1.()3kjkg查资料知甲苯的汽化热为mr=611.x3.32x1.03=2.03x1.()8kNh甲醇的汽化热为mr=729.55x3.52x1.03=2.57x1.07kJ；h1104-460从IIOC升至460C甲苯的定性温度为：=285C65+460从65C升至460C甲醉的定性温度为：,-262.5t查得定性温度下，组分的比热容为分别为甲苯96.26HkgC,甲ff741.1.()kJ/kg-X：°则甲苯的热负荷：mCT=6111×96.26×(460-110)=2.06×1OskJh甲醇的热负荷:mCT=29.55x41.1O×<46()-65)=1.18×104kJhQ,=9.43×104+2.75x1.03+2.03x1.OH+2.57x1.07+2.06x1.05+1.1.8x1.04=2.29x1.08kJ/h此处使用烟道气换热器，烟道气的入口温度为600C,设定出口温度为520C。则烟道气的定性温度为：60°：20560c此定性温度下的比热为29.92kJkgC,忽略热损失，烟道气用量：Q2.29×IO8“q=6.38×104kghHCt29.92、(600-520)3出料时：甲苯带出热：mCT=6.11x(XX)×4().(X)x4<>()=1.1.24×108kJh甲醇带出热：mCT=729.55×13.50x460=4.531x1Of1.kJ/h则原料息带出热Q3为：QI=1.124×108+4,531×106=I.I29×10bkJ.h接下来原料进入反应器，入口温度460C,出口温度490C,反应压力O.IMPa。入口时原料的带入热：Q3=1.129×108kJ/h出口时产物的带出热分别为：甲苯带出热：mCT=43.82×92×40.24×490=7.949×107kJh甲醇带出热:mCT=0.501×32×14.I