年產(chǎn)40萬噸對二甲苯項目初步設計說明書

140初步設計說明書20181010日年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書目錄第一章項目總論 8項目概覽 8設計依據(jù)和原則 8設計依據(jù) 8設計原則 8原料及產(chǎn)品方案 10原料來源及規(guī)格 10燃料及公用工程消耗 11產(chǎn)品方案 11第二章總圖運輸 14設計原則 14廠址概況 15總平面布置 15設計原則及標準 15廠區(qū)總平面圖 16廠區(qū)結(jié)構(gòu) 16生產(chǎn)管理及生活服務設施 19本廠運輸設計 19第三章工藝方案的選擇 20工藝流程概述 20工藝選擇 21主體工藝方案比較 21芳烴聯(lián)合生產(chǎn)部分工藝對比 24工藝流程簡述 31重整預分餾工段 31芳烴抽提工段簡介 31甲苯歧化烷基轉(zhuǎn)移工段簡介 33二甲苯異構(gòu)化工段簡介 34深冷結(jié)晶工段簡介 35工藝流程中的反應與反應機理 36甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應 36甲苯歧化反應機理 38二甲苯異構(gòu)化反應 39催化劑的選擇 41甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移催化劑 41二甲苯異構(gòu)化催化劑 43第四章Aspen模擬流程 44重整油分餾工段 44芳烴抽提工段 474.4異構(gòu)化工段 4.4異構(gòu)化工段 582年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書深冷結(jié)晶工段 62模擬優(yōu)化 64脫戊烷塔優(yōu)化 64脫C9塔優(yōu)化 66抽提塔優(yōu)化 66水洗溶劑塔的優(yōu)化 68提餾塔的優(yōu)化 70溶劑回收塔優(yōu)化 71第五章設備選型 73反應器的設計 73催化劑條件 73反應器類型確定 73設計數(shù)據(jù)和工作參數(shù) 75物料衡算和熱量衡算及結(jié)果 75反應器結(jié)構(gòu)的計算 76反應器工藝及強度計算結(jié)果 80氣液分離罐的設計 815.2.1概述 815.2.2 分離器尺寸的設計 82泵的設計 84泵的選型要求 84泵的選型計算 86工段中泵的選型 88塔設備設計 905.4.1概述 905.4.2輕質(zhì)氣體分離塔的設計 91換熱器的設計方案 106設計任務和初始條件 106確定物性數(shù)據(jù) 106計算總傳熱系數(shù) 107工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算 107換熱器核算 108換熱器選型結(jié)果 110第六章控制系統(tǒng)設計 1116.1設計依據(jù) 1116.2概述 111控制系統(tǒng) 112簡單控制系統(tǒng) 112復雜控制系統(tǒng) 112神經(jīng)元控制系統(tǒng) 112程序控制系統(tǒng) 113集散控制系統(tǒng)113自動控制系統(tǒng)選擇 113自動化儀表 1143年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書自動化儀表功能 114自動化儀表的分類 115儀表的選用原則 115設備控制方案 115泵的基本控制方案 115壓縮機的基本控制方案 116換熱器的基本控制方案 117精餾塔的基本控制方案 118反應器的基本控制方案 120氣液分離器的基本控制方案 122結(jié)晶器的基本控制方 123緊急停車系統(tǒng)123第七章建筑物設計說明 125設計總則及依據(jù) 125建廠區(qū)自然條件 125氣象條件 125工程地質(zhì)及水文地質(zhì)資料 1277.2.3地下水 127地震情況 128洪澇情況 128設計范圍以及概述 129建筑物設計規(guī)定 130建、構(gòu)筑物主要構(gòu)件選材及技術(shù)要求 130設計采用的現(xiàn)行標準圖 131第八章供電和配電工程 133設計依據(jù) 133設計總則與步驟 133電力負荷的分級 134供配電系統(tǒng)的組成 135供配電方案 136高壓供電系統(tǒng)設計 136車間變電設計 136危險區(qū)以及電氣設備的選擇 136照明系統(tǒng) 137接地、防雷系統(tǒng) 138第九章電信工程 139設計依據(jù) 139電信方案 140通信系統(tǒng)總述 140行政管理電話 140生產(chǎn)調(diào)度電話 140擴音呼通話系統(tǒng) 1419.2.6火災自動報警系統(tǒng) 9.2.6火災自動報警系統(tǒng) 1414年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書可燃氣、毒氣報警系統(tǒng) 141電信外部線路 141第十章給排水系統(tǒng) 14110.1概述 141編制依據(jù) 142編制原則 142給水系統(tǒng)設計 143生活用水系統(tǒng) 143工藝用水系統(tǒng) 143冷卻水系統(tǒng) 143消防用水系統(tǒng) 143排水系統(tǒng)設計 144生活污水系統(tǒng) 144生產(chǎn)廢水系統(tǒng) 144冷卻水排放 144雨水排放系統(tǒng) 144第十一章管路布置 145設計依據(jù) 145管道鋪設 14611.2.1空敷設 14611.2.2地下敷設 146管道選型 147管徑的一般要求 14711.3.3管壁厚度 147管道編號 148管道號組成 148管道詳細編號 149工藝管道編號及選型結(jié)果 151重整油預分餾工段管道選型 151芳烴抽提工段管道選型 151芳烴歧化與烷基化轉(zhuǎn)移工段管道選型 152二甲苯異構(gòu)化工段管道選型 154深冷結(jié)晶工段管道選型 155管道布置 155管道布置的一般要求 155布管原則 156第12章采暖與通風系統(tǒng) 158設計概念及依據(jù) 158廠區(qū)所在地氣象條件 159采暖方案 159設計概述 159設計方案 159通風方案 160設計概述 1605年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書設計方案 160空氣調(diào)節(jié)方案 160設計概述 160設計方案 160第十三章?lián)Q熱網(wǎng)絡與節(jié)能技術(shù) 161換熱網(wǎng)絡簡介 161換熱網(wǎng)絡的設計方法 162夾點分析 162換熱網(wǎng)絡 164換熱網(wǎng)絡的集成 164換熱網(wǎng)絡的改造 166換熱網(wǎng)路合成前后費用對比 16713.5小結(jié) 169第十四章環(huán)境保護 169設計依據(jù) 169主要污染源 169污染源產(chǎn)生原因分析 170處理方法 170第十五章儲存與運輸 171設計概述 171設計依據(jù) 171儲存注意事項 171運輸注意事項 172儲存運輸方法 173第十六章維修 175設計依據(jù) 175設計原則 175廠內(nèi)日常檢修與維護 175巡回檢查 175同步檢修與協(xié)同檢修 176設備維護與檢修 176壓力容器、管道的定期檢修 176泵的檢查與處理 176換熱器的維修 177維修管理 177第十七章消防 178設計依據(jù) 178主要危險物 178事故發(fā)生可能性及危險性分析 179危險特性 179燃燒爆炸的原因 180消防安全措施 18117.4.2基礎消防措施 1826消防原則17.4.2基礎消防措施 1826年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書消防系統(tǒng) 182水及水蒸氣 182泡沫滅火器 182二氧化碳 182干粉滅火器 183消防用水量的計算 183第十八章職業(yè)安全及工業(yè)衛(wèi)生 185設計規(guī)范 185職業(yè)安全 185工業(yè)毒物 185燃燒與爆炸 18718.2.3噪聲 19218.2.4化學灼傷與腐蝕 1937年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書第一章項目總論項目概覽2010PX2010PXPX，PXPXPXPX10%左右的速度擴張，2011100萬噸，2012290本項目為年產(chǎn)40**********************目廠址。項目以甲苯為原料生產(chǎn)對二甲苯，對二甲苯主要用于制造對苯二甲酸，可用(PET)(PET)PETPET用于生產(chǎn)飲料、食用油脂包裝，平板顯示器基材，車用和建筑用太陽膜等等。國內(nèi)對二甲苯存在較大供需缺口，市場前景好，能夠滿足塑料、紡織、化纖等行業(yè)發(fā)展的需求，緩解國內(nèi)供需矛盾。原料來源，有利于華中對二甲苯產(chǎn)業(yè)的健康發(fā)展，經(jīng)濟效益與社會效益明顯。設計依據(jù)和原則設計依據(jù)化工工程設計相關(guān)規(guī)定國家經(jīng)濟、建筑、環(huán)保等相關(guān)政策**********保護意見的批文及資料。設計原則（2） 嚴格控制工程建設項目的生產(chǎn)規(guī)模和投資。8（2） 嚴格控制工程建設項目的生產(chǎn)規(guī)模和投資。8年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書嚴格遵循現(xiàn)行消防、安全、衛(wèi)生、勞動保護等有關(guān)規(guī)定。規(guī)范保障生產(chǎn)安全順利進行和操作人員的安全。加快建設進度，降低產(chǎn)品的生產(chǎn)成本，以使本項目達到較好的經(jīng)濟效益。材料，并控制投資在合理范圍內(nèi)。規(guī)劃，分期建設。牢固樹立“預防為主，安全第一”的思想，確保建設工程項目的安理”的方針，確保工程施工安全和施工質(zhì)量。產(chǎn)后能安全穩(wěn)定生產(chǎn)，保障勞動者在勞動過程中的健康和安全。重視環(huán)境保護、安全和工業(yè)衛(wèi)生，設計中選用清潔生產(chǎn)工藝，三廢員的健康不受損害。環(huán)利用，最大限度減少對環(huán)境的污染。堅持“社會經(jīng)濟效益、環(huán)保效益和企業(yè)經(jīng)濟效益并重”的原則，按選擇中對項目進行詳細全面的論證。910年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書10原料及產(chǎn)品方案原料來源及規(guī)格1-1。表1-1原料組成重整裝置生成油重整裝置生成油組成摩爾分數(shù)組成摩爾分數(shù)N-C50.067560264N-C60.234569236N-C70.126256621N-C80.042806183N-C90.004302238合計0.475494542C-C50.004918387C-C60.018160199C-C70.003750946合計0.026829532苯0.102907794甲苯0.186466328乙苯0.026977624間二甲苯0.060509134鄰二甲苯0.037037077對二甲苯0.02789212甲乙苯0.027942925均三甲苯0.027942925合計0.497675927環(huán)烷烴芳烴表1-2主要原料消耗原料名稱規(guī)格數(shù)量（萬噸/年）來源重整石腦油工業(yè)級30總廠提供氫氣工業(yè)級8總廠提供環(huán)丁砜工業(yè)級年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書燃料及公用工程消耗本項目的燃料及公用工程消耗具體參看表1-2表1-3主要燃料與公用工程消耗序號名稱單價1中壓蒸汽（4MP）230元/噸2冷卻水20-250.5元/噸3電0.7元/千瓦時4工藝軟水10元/噸產(chǎn)品方案對二甲苯，同時副產(chǎn)工業(yè)級苯。表1-4本項目產(chǎn)品規(guī)格產(chǎn)品名稱 試驗方法 規(guī)格 級別 產(chǎn)量對二甲苯 SH/T1486.1-2008 99.7 優(yōu)等品 40萬苯 GB/T3406-2010 99.9 優(yōu)等品 90萬噸鄰二甲苯 SH/T1613.1-95 99.5 一等品 58萬噸（注：以一年開工334天計算）表1-5SH/T1486.1-2008工業(yè)用對二甲苯標準指 標項 目優(yōu)等品

試驗方法純度，%（w）≥99.7SH/T1489非芳烴含量，%（w）≤0.10SH/T1489甲苯含量，%（w）≤0.10SH/T1489乙苯含量，%（w）≤0.20SH/T1489間二甲苯含量，%（w）≤0.20SH/T1489鄰二甲苯含量，%（w）≤0.10SH/T1489總硫含量,mg/kg≤1.0SH/T1147顏色（鉑－鈷色號）10GB/T314311年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書溴指數(shù)≤餾程（在101.3kPa下，138.3℃）≤外觀酸洗比色

2001.0水酸層顏色應不深于重鉻酸鉀含量為0.10g/L標準比色液的顏色

SH/T1551GB/T3146目 測GB/T2012項目質(zhì)量指標項目質(zhì)量指標透明液體，無不溶于水及機械雜質(zhì)酸層顏色不深于1000mL稀酸中含量0.2g液試驗方法外觀目測酸洗比色GB/T2012中性試驗顏色,（鉑－鈷色號）不深于純度，%（w）≥中 性GB/T181610GB/T314399.9ASTMD6526烴類雜質(zhì)含量GB/T3144ASTMD6526SH/T0253SH/T0689蒸發(fā)殘余物(mg/100mL)，≤3GB/T3209（）≤0.03芳烴含量,%（w）≤0.05非芳烴含量,%（w）≤0.10總硫含量，(mg/kg)≤212表1-7SH∕T1613.1-95工業(yè)用鄰二甲苯標準12年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書指 標項 目一等品

試驗方法純度，%（w）≥95SH/T1613.2非芳烴+碳九芳烴，%（w）≤0.15SH/T1613.2總硫含量,mg/kg≤5SH/T1147顏色（鉑－鈷色號）20GB/T3143水溶性酸堿無GB∕T259餾程（在101.3kPa）≤2GB/T3146外觀清晰，無沉淀物目 測不揮發(fā)物mg∕100mL5GB∕3209酸洗比色—GB/T201213年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書第二章總圖運輸設計原則城市或城鎮(zhèn)原有企業(yè)，以便于生產(chǎn)上的協(xié)作，生活上的方便。公用工程和生活設施等方面有良好基礎和協(xié)作條件的地區(qū)。面水三種供水條件時，應該進行經(jīng)濟技術(shù)比較后選用。廠址應盡可能靠近原有交通線（水運、鐵路、公路，即應有便利的交通備的工廠，還應注意沿途是否具備運輸條件。廠址應盡可能靠近熱電供應地，一般地講，廠址應該考慮電源的可靠性（中小型工廠尤其如此的熱力和供電方面的投資。廠址應盡量考慮勞動力來源豐富、人力成本低、人口素質(zhì)較高的地點。選廠應注意節(jié)約用地，不占或少占良田、好地、菜園、果園等。廠區(qū)的響作出評價。工廠的生產(chǎn)區(qū)、排渣場和居民區(qū)的建設地點應同時選擇。最小頻率風向的上風側(cè)，且不應位于窩風地段。址的自然地形應有利于廠房和管線的布置，內(nèi)外交通聯(lián)系和場地的排水。14址的自然地形應有利于廠房和管線的布置，內(nèi)外交通聯(lián)系和場地的排水。14年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書廠址應具有滿足建設工程需要的工程地質(zhì)條件和水文條件。9坡、土崩等危害的ft禁墾區(qū)和生活飲用水源第一衛(wèi)生防護區(qū)；自然疫病區(qū)和流行病地區(qū)。廠址概況本項目所在廠址位于工廠預留發(fā)展區(qū)。項目廠址所在圖如圖2-1圖2-1項目廠區(qū)所在地廠區(qū)所在地區(qū)總平面布置設計原則及標準總圖的布置應遵循的主要原則：15年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書滿足生產(chǎn)和運輸?shù)囊?，如避免人流和物流交叉；滿足安全和衛(wèi)生要求；滿足有關(guān)的標準和規(guī)范；為施工安裝創(chuàng)造條件；考慮工廠未來發(fā)展，設置預留地；考慮管線布置方式，采用“直線型”管廊；表2-2相關(guān)參考標準總圖布置設計標準及規(guī)范名稱《建筑設計防火規(guī)范》《化工企業(yè)總圖運輸設計規(guī)范》《工業(yè)企業(yè)衛(wèi)生防護距離標準》《石油化工企業(yè)設計防火規(guī)范》《化工工廠總圖運輸施工圖設計文件編制深度規(guī)定》

國標號GB50016-2006GB50489-2009GB11564-11666GB50160-2008HG/T20561-94廠區(qū)總平面圖圖2-3產(chǎn)區(qū)設計總平面圖廠區(qū)結(jié)構(gòu)廠區(qū)總體布局概述廠區(qū)布置為矩形，長為351m，寬為187m，總面積為65637m2。16年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書本廠區(qū)按照功能分區(qū)集中布置，即物料裝卸區(qū)、儲存設施區(qū)、工藝裝置區(qū)、輔助設施區(qū)、行政管理區(qū)、員工生活及活動區(qū)、其他設施區(qū)等。15（重整后的石腦油（中間設置隔堤。本項目設計將食堂、宿舍等生活區(qū)域和工作區(qū)間隔離開；同時廠區(qū)內(nèi)部設置醫(yī)療站以及行政辦公場所以及控制室、化驗室、機修室等。廠內(nèi)設施完整，功能齊全。向的上風側(cè)，盡量減少其對管理區(qū)、醫(yī)療站等人相對密集的區(qū)域的影響。52-1化工廠總平面布置設計的各項技術(shù)指標序號名稱單位數(shù)量備注1廠區(qū)占地面積㎡656372道路、停車場占地面積㎡10392.63管架占地面積㎡3391.24廠區(qū)內(nèi)建筑總面積㎡6145.85廠區(qū)內(nèi)綠化占地總面積㎡5016.8不含生產(chǎn)區(qū)及罐區(qū)6建筑系數(shù)%14.487綠化系數(shù)%7.64不含生產(chǎn)區(qū)及罐區(qū)人員進出與緊急疏散；四號門及五號門均設置在裝卸區(qū)，專門用于貨運車輛進出輔助生產(chǎn)區(qū)17年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書控制中心：總控中心用來時刻監(jiān)測各個生產(chǎn)車間的運行情況，控制各個便他控制生產(chǎn)線。同時方便和其他系統(tǒng)進行聯(lián)系。障了有一定的安全距離。處于安全地帶。道路較寬闊，方便設備運輸與檢修。給排水：由于生產(chǎn)車間中可能會含有一些工廠排水需要進行處理，同時就可以對生產(chǎn)車間工業(yè)廢水和生活用水都進行方便和有效的處理。變配電所：變配電所為廠區(qū)提供電力設備，配電室離反應車間較遠處在安全隱患，使其整個車間能夠安全的運行和生產(chǎn)。消防站：消防站布置在交通最便利，道路最寬的主干道旁邊，靠近生產(chǎn)因事故所帶來的各種損失，最大限度的降低了事故的破壞性。三廢處理區(qū)主要包括廢液槽、火炬、焚燒爐，宜位于生產(chǎn)區(qū)、全廠性重求的前提下，宜靠近火炬氣的主要排放源。運輸設施的布置（1)罐區(qū)汽車裝卸設施應該位于廠區(qū)邊緣、空氣流通的地段或布置在廠區(qū)較多的道路。停車場的布置應該靠近貨流出入口或者倉儲區(qū)布置，減少空車程。18以暫時停在這片停車場內(nèi)。18年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書廠區(qū)共設五個門：東門是主要的從武漢石化運送的原料入口，同時在北生產(chǎn)管理及生活服務設施廠前區(qū)布置:包括行政樓、圖書館、綜合區(qū)（維修車間、生活區(qū)（醫(yī)療站、食堂、宿舍、活動區(qū)、停車場、車庫。18902m210792m29441406118601560629米。4368本廠運輸設計5123門用作人流、物流及緊急疏散；455室。本設計中，裝卸區(qū)設置在廠區(qū)的東北側(cè)，緊鄰4號、5號門（主要貨流運輸出19年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書入口，同時遠離人流較多的道路和可能產(chǎn)生明火和散發(fā)火花的地點。專用于貨1理部門，交通極為便利。這樣的設計有利于人流與貨流的分離。廠內(nèi)所有的道路最窄處不小于泥澆筑，可以承受最大載重汽車引起的壓力，同時利于清潔。主要人流通道主要物流通道輔助出入口（應急出口）第三章工藝方案的選擇工藝流程概述本項目的目標是為了*********設計一座對二甲苯分廠。要求以總廠的重整40PX20年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書工藝選擇主體工藝方案比較苯吸附分離等專利技術(shù)。芳烴聯(lián)合生產(chǎn)法PXUOPPAREXIFPELUXYLIsolenedeAromaxARCOPXUOP回收率高，純度（99.8%，工藝操作簡便，安全可靠，安裝方便。UOP公司的Isomer工藝、東麗公司的IsoleneEngelhardOctafiningSKI-400沸石鉑金屬催化劑得到了很好的生產(chǎn)效益，并在國內(nèi)得到廣泛使ZSM-5IFPEU-I盡可能減少對二甲苯損失的同時，通過使乙苯發(fā)生異構(gòu)化甚至脫烷基化和歧化，提高乙苯的轉(zhuǎn)化率，降低乙苯含量，提升二甲苯收率。圖3-1本項目聯(lián)合生產(chǎn)法流程框圖21年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書PXC7~C9PX是生產(chǎn)精對C7（PXC9（PX。（歧化和烷基轉(zhuǎn)移單元轉(zhuǎn)化成富含對二甲苯的混合二甲苯產(chǎn)物，再將該部分混合二甲苯與重整裝置來的C8+芳烴、抽提單元來的混合二甲苯、二甲苯異構(gòu)化裝置的C8+芳烴一起通過二甲苯塔分離（二甲苯分離單元C9+芳烴（循環(huán)回歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元）后，該部分C8C8PXC8PX通過技術(shù)論證，目前的這種組合（PX置的原料）PX的組合工藝。在以往，石腦油是芳烴裝置最常用的原料，重整石腦油提供了世界上BTX70%，來自乙烯裝置中的副產(chǎn)熱解石腦油是其次，占23%，6%。PygasPX22年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書PygasRONC104C8+烴。甲苯甲醇烷基化工藝C1C1Mobil公司最早發(fā)明MFIZSM-5GT-Tolalk反應在固定床反應器中進行反應，反應溫度為400~45085%。ZSM-5率;通過壓縮機加壓提高反應器出口物料與加熱爐前原料換熱后的溫度，再進行低品位冷劑的使用量，實現(xiàn)熱功集成;最后通過精餾與熔融結(jié)晶該工藝的益處是3-2。3-2甲苯甲醇烷基化工藝流程框圖本項目主體工藝的選擇與改進出于環(huán)保和技術(shù)經(jīng)濟市場多方面的考慮，我們認為芳烴聯(lián)合生產(chǎn)工藝生產(chǎn)對23年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書在對諸多公司工藝路線進行研究學習之后，我們從UOPIFP確定了自己的工藝路線。UOP的對二甲苯分離工藝即深冷結(jié)晶法，分離對二甲苯產(chǎn)品。我們發(fā)現(xiàn)在傳統(tǒng)的實現(xiàn)了過程的綠色生產(chǎn)和原料的充分利用。芳烴聯(lián)合生產(chǎn)部分工藝對比選擇形歧化工藝與歧化烷基轉(zhuǎn)移工藝對比甲苯選擇形歧化技術(shù)：MSTDP技術(shù)是由美國Mobil公司開發(fā)成功的甲苯選擇形歧化法。3-3甲苯選擇性歧化技術(shù)流程圖循環(huán)氫和補充氫與原料甲苯混合后經(jīng)過原料換熱器換熱后再經(jīng)原料加熱爐24年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書離后的液體進入穩(wěn)定塔分離出輕組分，經(jīng)白土精制后出去痕量的石蠟烴。MSTDP工藝壓力為2.2~3.5MPa,溫度為400~470℃，預處理的壓力很低，溫度很高。工藝優(yōu)點從而有利于對二甲苯反應的發(fā)生；反應生成苯和二甲苯，二甲苯中對二甲苯含量可高達82％～903置和吸附分離裝置的操作負荷。工藝缺點30％左右，造成循環(huán)量大的缺點；對二甲苯純度不高，僅為82％～9099．2％，仍需二甲苯異構(gòu)化裝置和吸附分離裝置的配合；C9甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移工藝：TatomyUOPTORAY移工藝。圖3-4甲苯歧化與烷基化轉(zhuǎn)移工藝C925年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書工藝特點采用氣固相絕熱固定床反應器，其結(jié)構(gòu)極為簡單，反應過程放熱量很作方法簡便，投資和運轉(zhuǎn)費用較低；對原料的適應性強，由于使用的催化劑主體是絲光沸石，其主孔道為C9C9C9C997％40％氫耗低；13工藝成熟，操作穩(wěn)定。TatorayXylene--Plus，TatorayMSTDPTatorayTatorayC910TatorayITaoray，Taoray30UOP97%1000kg4kg，19753~612245Tatoray(1)26(1)26年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書C8C88（OX（MX對二甲苯（PX）和乙苯(EB)。C8:PXMX香的原料，也可制備耐高溫塑料；EB可生產(chǎn)乙苯，然后聚合生成樹脂或橡膠。C8苯、甲苯、C8（80.10℃110.63℃）芳烴沸點(136.19~144.42C8C8就很困難了。C83-5C8芳烴各異構(gòu)體的分離特性數(shù)據(jù)物性OXMXPXEB沸點/℃144.42139.10138.35136.19熔點/℃-25.18-47.8713.26-94.98相對吸收濃縮因子0.20.31.00.5與HF-BF3形成絡合物的相對穩(wěn)定度2201—結(jié)晶分離技術(shù)結(jié)晶分離是利用原料中不同組分之間凝固點的差異，或者說利用各組分在固-液兩相平衡時的濃度差，使一部分組成凝固成固相結(jié)晶，而現(xiàn)實的分離。在操作是還可重復運用“部分熔融-部分結(jié)晶”來提高分離效果和產(chǎn)品純度。OXMXPXEB（分別為144.42℃139.10℃136.19℃，而凝固點的差別較大（分別為-25.18℃、-47.87℃、13.26℃-94.9℃PXPXC8PXPX結(jié)晶分離在工業(yè)生產(chǎn)中一般采用兩段或多段結(jié)晶法，固-液分離采用離PXPX80%~90%，10%~20PXC8部分結(jié)晶（-10℃至-20℃C8PX99%以上27年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書專利技術(shù)的主要區(qū)別是分離設備和制冷方式的選擇。Amoco公司的結(jié)晶分離這種方法占美國PX總生產(chǎn)能力一半以上，其簡要工藝流程圖如下:圖3-6Amoco公司結(jié)晶技術(shù)流程圖冷。每臺結(jié)晶器內(nèi)部都裝有旋轉(zhuǎn)刮板。在每個結(jié)晶器內(nèi)停留時間約3hPX71%吸附分離技術(shù)C8C8二甲苯的目的。C8和氣相進行傳質(zhì)分離。28年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書模擬移動床一般為兩個吸附塔，每個吸附塔12個床層，串聯(lián)操作采用兩臺循環(huán)泵將兩個塔首尾相連，24個床層進行循環(huán)。因為有不同的物料進入和引出，在每個區(qū)域中，液體的實際流量是不同的，當濃度分布曲線沿吸附室向下移動時，各區(qū)也沿吸附室向下移動。總的循環(huán)流率由吸附塔循環(huán)泵控制，循環(huán)泵在每一個區(qū)域中都按所設定的不同流量來控制。2477時間等于固體在移動床模式中一個周期的時間。圖3-7UOP公司開發(fā)的Parex模擬移動床吸附PX工藝UOPParexPXX-X24個塔節(jié)組成，通常為了降低塔的高度，把吸附塔分成兩個每個塔1224F（FA+D（A+D）及吸余液R（B+D）流出管線。吸出液ERPX(A)B。脫出的解吸劑D2429年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書6-9。d入口5管線以及清洗液入口（H）和清洗液出口管線、形成了ⅡA、ⅡB、ⅢA段。各段ABFRR，HFEDABAEA做準備。DR該段在解析段與吸附段之間起一個緩沖作用防止吸余液從吸附段竄入解析段，使產(chǎn)品純度下降。圖3-8模擬移動床進口的相對位置及液相中濃度變化圖圖3-9C8芳烴各異構(gòu)體及解吸劑D在模擬移動床各段中的濃度分布30年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書工藝流程簡述重整預分餾工段圖3-10重整預分餾工段流程圖重整分餾以鉑重整后的石腦油為原料，經(jīng)過脫戊烷塔，脫C9C5C9C9C9C8C8芳烴抽提工段簡介圖3-11（a）芳烴抽提工段流程圖31年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書圖3-11（b）芳烴抽提工段流程圖C8C6～C7C7~C8從水洗塔塔頂流出的烷烴和環(huán)烷烴可用來調(diào)配汽油。由于環(huán)丁砜為有毒有害物32年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書下游企業(yè)繼續(xù)處理后做溶劑來利用。甲苯歧化烷基轉(zhuǎn)移工段簡介3-12(a)甲苯歧化烷基轉(zhuǎn)移工段流程圖3-12(b)甲苯歧化反應后分離流程圖個產(chǎn)品分離裝置。C9C9C9C933年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書C5C8C8C8C9C10+C9C8C9C9C9C10+可為其他項目提供原料。二甲苯異構(gòu)化工段簡介3-13（a）3-14（b）34年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書C8C8C9C8OXOX99.7%OXEB、PXOX，PX深冷結(jié)晶工段簡介因為C8

芳烴異構(gòu)體沸點相差較小，不好分離，但熔點相差很大，所以采用PXPXPX80%~9010%~20%PXC8

芳烴。第二段結(jié)晶著眼于提高產(chǎn)品純度，把一段濾餅經(jīng)過重新熔融-結(jié)晶或部分熔融-部分結(jié)晶，分掉其他C8

芳烴，使PX純度可達99%以上。詳細流程見圖3-16（a）(b)。表3-15C芳烴各異構(gòu)體的分離特性數(shù)據(jù)物性8OX MXPXEB沸點/℃144.42139.10138.35136.19熔點/℃-25.18-47.8713.26-94.98相對吸收濃縮因子0.20.31.00.5與HF-BF3形成絡合物的相對穩(wěn)定度2201-圖3-16（a）深冷結(jié)晶工段流程圖35年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書圖3-16（b）深冷結(jié)晶工段流程圖工藝流程中的反應與反應機理甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應包括兩個主反應：甲苯歧化反應：微的可逆反應，微吸熱反應。36年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書烷基轉(zhuǎn)移反應：C9A與一分子三甲苯在催化劑存在下三甲苯分子上的一個甲苯向甲苯分子上轉(zhuǎn)移生成兩分子的二甲苯。與此同時，甲苯歧化與烷基反應伴隨發(fā)生的副反應有以下幾種：甲苯加氫脫烷基反應生成苯和甲烷：甲乙苯加氫脫烷基生成甲苯和乙烷：丙苯加氫脫烷基生成苯和丙烷：三甲苯歧化生成二甲苯和四甲苯：歧化反應產(chǎn)物二甲苯進一步歧化反應生成甲苯和三甲苯：因為工業(yè)上甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應所采用的原料通常是甲苯與乙苯。37年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書另外，還會發(fā)生芳烴裂解反應生成直鏈烴和環(huán)烷烴：芳烴縮合反應生成稠環(huán)芳烴：由上述反應可以看出，甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應過程的主要特點如下：甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移的主反應都是芳烴分子間的烷基轉(zhuǎn)移反應，不屬加耗氫的，也就是說反應可以不需要氫氣。甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移的反應均為吸熱量極微的反應，但因伴隨有加氫脫但放熱量極微。由于伴隨發(fā)生加氫脫烷基、芳烴裂解等副反應造成了氫氣的消耗，但因C9A除了主反應生成苯和二甲苯外，一些副反應，例如甲苯加氫脫烷基、丙也是目標產(chǎn)物。及C10甲苯歧化反應機理應機理。（1）正碳離子的形成為各種酸性催化劑能夠提供H+質(zhì)子，H+質(zhì)子只帶有一個正電荷，其轉(zhuǎn)移速度極快，容易與其他極性分子中帶負電荷的一端形成化學鍵。38年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書H+質(zhì)子半徑特別小，呈現(xiàn)很大的電場強度，容易激化接近它的分子形成新H+質(zhì)子親和形成正碳離子：二甲苯異構(gòu)化反應（1）酸性催化劑：二甲苯在酸性催化劑上的異構(gòu)化提出了兩種反應機理AlBr3,AlCl3，HF-BF3或減少一個質(zhì)子，使分子內(nèi)的甲基產(chǎn)生位移，而達到平衡組成。圖示如下：不同甲基位置的三甲苯與甲苯，再由甲苯與三甲苯的烷基轉(zhuǎn)移完成二甲苯異構(gòu)化。中間物結(jié)構(gòu)如下：對于二甲苯異構(gòu)化的兩種反應機理，以甲基在分子內(nèi)的位置較為合理。從39年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書ZSM苯，但含量甚少，其量似乎不足作為一個反應中間物。(2)雙功能催化劑:雙功能催化劑含有酸性組元及能使芳環(huán)加氫脫氫的鉑-氧化鋁金屬組元。二C8C8C8元環(huán)烷完成的。二甲苯異構(gòu)化反應受熱力學控制，為溫度的函數(shù)，但實際上溫度對三個異必須分兩步進行，即先轉(zhuǎn)化為間二甲苯后，才能轉(zhuǎn)化為對二甲苯或鄰二甲苯。乙苯轉(zhuǎn)化：反應將影響目的產(chǎn)物對、鄰二甲苯的收率。C8其反應機理如下圖所示：50%C8異構(gòu)化副反應40年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書在二甲苯異構(gòu)化反應中，同時產(chǎn)生歧化、脫烷基、加氫裂解等副反應。歧化C8芳烴的歧化反應可歸納為如下反應模型?；一脚c苯。乙苯歧化生成二乙苯與苯。時，乙苯可脫烷基生成苯，而二甲苯脫甲基較難，故其反應甚微。加氫裂解反應，在采用雙功能催化劑時，反應物中存在C8環(huán)烷中間物，C8環(huán)烷加氫開環(huán)為C8烷烴，C8烷烴極易進一步加氫裂解。催化劑的選擇甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移催化劑無定型固體酸催化劑SiO-AlOBO-AlOSiO-AlOAl

等。其中2 23 23 23 2 23、 23SiO-AlO40SiO-AlO2 23 2 23、AlO7023并載上Ag、V、Cr、Mo、Cu、Zn、Cd金屬的一種可作甲苯歧化催化劑。市售含25%AlOSiO-Al

經(jīng)酸式氟化銨處理，再加Cu改性的催化劑具有較高活性。23 2 23AlFAlOVAVIAIBIIB3 23屬添加量最好為0.5%~7%，對甲苯歧化反應活性的提高和催化劑積碳的降低以及催化劑壽命的延長都有益處，具體催化劑改性結(jié)果見下圖3-17。催化劑編號催化劑組成催化劑編號催化劑組成323甲苯轉(zhuǎn)化率%收率/%X/B(摩爾）1AlF3-Al2O322980.902Ag+I27930.94

Al

金屬改性的結(jié)果41年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書3Cr+I3Cr+I25980.934V+I26970.885Cu+I24980.926Zn+I30950.827Mo+I34940.708Cd+I30950.819SiO-AlO12980.91盡管經(jīng)過改性研究，無定形固體酸催化劑的活性得以提高，但扔存在轉(zhuǎn)化率化催化劑不適合含CA高的原料，一般控制原料含CA在2%以下，否則催化劑10 1042催化劑代號轉(zhuǎn)化率化催化劑不適合含CA高的原料，一般控制原料含CA在2%以下，否則催化劑10 1042催化劑代號轉(zhuǎn)化率40%的反應溫度/℃芳環(huán)損失/%（摩爾）TA-13801.07TA-23660.55TA-34040.37TA-43820.56TA-53660.53TA-63740.48TA-73660.64絲光沸石Tatoray2060T-81SiO-AlOX-沸石、2 23YUOP化劑壽命，降低原料芳烴的裂解損失。后來，UOPTA-1~TA-7，都以絲光沸石為活性主體；東麗公司發(fā)表的活性高、選擇性好的甲苯歧化催化劑也是以絲光沸石為主體。表3-18TA-催化劑的性能加助催化劑的高硅絲光沸石催化劑C+10CA60/403%C+9 10CACACA10 10 8年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書容易結(jié)焦使運轉(zhuǎn)周期縮短。HAT-095WHSV1.4h-、3.0Mpa/CA4.12%C9 10380℃，反應結(jié)果液體產(chǎn)物中的CA含量為2.89%，轉(zhuǎn)化率43.89%，選擇性為1097.40%。反應液體產(chǎn)物中CA含量低于原料中CA含量2.89%，轉(zhuǎn)化率43.89%,10 10選擇性為97.40%。反應液體產(chǎn)物中CA含量低于原料中CA，表明部分CA已經(jīng)10轉(zhuǎn)化為較低級芳烴，使選擇性提高。

10 10表3-19工業(yè)化HAT催化劑的性能指標催化劑 HAT-095 HAT-096 HAT-097質(zhì)量空速/h-1 1.4～1.5 1.5～1.7 氫烴摩爾比 6 5 4原料中C10

質(zhì)量分數(shù)/% 2～3 3～5 3～5轉(zhuǎn)化率/%454646選擇性/%919090HAT-095催化劑主要特點包括：1在較高空速、較高轉(zhuǎn)化率下呈現(xiàn)了高的選擇性和好的穩(wěn)定性。2CA

A含量控制較10 10嚴，CACA，CA，造成10 10 9CAHAT-095CACA，9還可以利用部分C10

10 9A，有利于增產(chǎn)二甲苯。3反應溫度低，催化劑積碳少。實驗證明，相同空速，相同轉(zhuǎn)化率條件下，反應相同的時間，HAT-09520~30℃，催化劑20%~40%，HAT-095CA10CA9通過比較以上催化劑性能，結(jié)合我們原料的特點，所以本項目我們采用上海院的HAT-095催化劑作為甲苯歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應的催化劑。二甲苯異構(gòu)化催化劑（1）SKI異構(gòu)法：SKI異構(gòu)法為中國石化總公司，石油化工科學研究院專利技術(shù)，研究開發(fā)的SKI-200、SKI-300、400、500型催化劑，皆已經(jīng)應用于工業(yè)。催化劑以絲光沸43年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書385～4300.9～1.3Mpa，4～6。圖3-19SKI系列催化劑運轉(zhuǎn)結(jié)果/%(質(zhì)量）催化產(chǎn)物SKI-200SKI-300SKI-400對二甲苯，二甲苯21.5022.4522.00乙苯轉(zhuǎn)化率27.0023.6730.39C8烴單程收率96.5096.7997.42對二甲苯收率≥84≥84>84由于雙功能催化劑能有效的將乙苯轉(zhuǎn)化為二甲苯，能最大限度的提供目的產(chǎn)物，對資源短缺的工廠，不失為一個有效增加對、鄰或間二甲苯的好方法。因此在本項目二甲苯異構(gòu)化工段我們采用雙功能催化劑SKI-400對反應進行催化。第四章Aspen模擬流程重整油分餾工段C9C8C9C82.5bar，112.3℃C50.3barC9C9C92bar111℃C8C8圖4-1重整油預分離工序圖44年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書戊烷塔模擬AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecsSensitivitySizingTrayRating582837278.063kg/h10.6250這樣分離效果良好。脫戊烷后原料組成見下表：4-2脫戊烷后原料組成組成摩爾分率正己烷0.275正庚烷0.127正辛烷0.038正壬烷0.003環(huán)己烷0.022環(huán)庚烷0.004苯0.133甲苯0.205乙苯0.026間二甲苯0.058鄰二甲苯0.035對二甲苯0.027間乙基甲苯0.024均三甲苯0.024脫戊烷塔的幾何尺寸模擬結(jié)果見下表圖4-2:圖4-3脫戊烷塔幾何尺寸模擬結(jié)果圖C9脫C9AspenPlus的DstwuAspenPlusPackSizing45年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書PackRating功能來計算塔的幾何尺寸。C94223328700kg/h0.9356。模擬結(jié)果顯示塔頂鄰乙基甲苯和均三甲0，C94-4，C94-5。表4-4脫C9芳烴后原料組成組成摩爾分率正己烷0.289正庚烷0.134正辛烷0.04正壬烷0.004環(huán)己烷0.023環(huán)庚烷0.004苯0.14甲苯0.215乙苯0.027間二甲苯0.061鄰二甲苯0.037對二甲苯0.028圖4-5脫C9塔幾何尺寸模擬結(jié)果圖C8C8AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecsPackSizing46年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書sizing功能來確定及優(yōu)化塔的具體參數(shù)和塔的幾何尺寸。C850281.81C84-7。表4-6脫C8芳烴后原料組成組分摩爾分率正己烷0.342正庚烷0.158正辛烷0.047環(huán)己烷0.027環(huán)庚烷0.005苯0.166甲苯0.255圖4-7C8分離塔幾何尺寸模擬結(jié)果圖芳烴抽提工段47年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書其分離。具體工藝流程見圖4-8圖4-8芳烴抽提工序圖抽提塔模擬AspenplusExtractAspenplusSensitivity207bar956bar135bar，1125000kg/h0，甲苯4-94-10表4-9抽提塔塔頂產(chǎn)品組成組分摩爾分率正己烷0.563正庚烷0.257正辛烷0.08環(huán)己烷0.045環(huán)庚烷0.007甲苯0.006環(huán)丁砜0.043表4-10抽提塔塔釜產(chǎn)品組成組分摩爾分率正庚烷0.044正辛烷0.001環(huán)庚烷0.003苯0.06948年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書甲苯 0.096環(huán)丁砜 0.787水洗溶劑塔模擬AspenplusExtractAspenplusSensitivity行優(yōu)化，得到適合的操作參數(shù)。52bar，水的進料量37500kg/h，99.6%，4-11，4-12。4-11組分摩爾分率正己烷0.588正庚烷0.268正辛烷0.083環(huán)己烷0.047環(huán)庚烷0.007甲苯0.006水0.001表4-12水洗溶劑塔塔釜產(chǎn)品組成組分 摩爾分環(huán)丁砜 0.049水 0.951提餾塔模擬AspenplusRadFracAspenSensitivityTraySizingTrayRating4315.5，操作壓力壓力為1.2bar0，4-13，4-14。表4-13提餾塔塔釜產(chǎn)品組成49年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書組分摩爾分率苯0.062甲苯0.094環(huán)丁砜0.844圖4-14圖提餾塔的幾何尺寸模擬結(jié)果溶劑回收塔模擬AspenplusRadFracAspenPlusSensitivityPackSizingPackRating并確定塔的幾何尺寸。25120.4bar1112141.56kg/h，模擬結(jié)果顯示環(huán)丁砜收率plus圖4-15溶劑回收塔的幾何尺寸模擬結(jié)果50年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書廢水汽提塔模擬AspenplusRadFracSensitivity、PackSizingPackRating進行優(yōu)化并確定塔的幾何尺寸。151.15，0.5%，達到廢水排4-16plus模擬結(jié)果如下：圖4-16脫除環(huán)丁砜后廢水組成組分 摩爾分率環(huán)丁砜 0.049水 0.951圖4-17廢水汽提塔幾何尺寸模擬結(jié)果歧化與烷基轉(zhuǎn)移工段C9TatorayC9C93.7MPa385℃160℃進入汽提塔，從汽提塔頂分出輕組分，汽提塔底部物料經(jīng)苯塔、二甲苯塔、重芳烴塔，先后分離出苯、甲苯、二甲苯、C9AC10AC10A4-18。圖4-18歧化與烷基轉(zhuǎn)移工序圖51年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書初脫苯塔模擬AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecsSensitivitySizing321753235.5371kg/h2.921，塔604PPM，符合歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應要求。初脫苯塔塔釜組成及塔頂4-194-204-21。表4-19初脫苯塔塔頂組成組分 摩爾分率苯 1甲苯 414PPM表4-20脫除苯后原料組成苯甲乙苯

摩爾分率0.0010.8110.0940.094圖4-21初脫苯塔幾何尺寸模擬結(jié)果52年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書反應器模擬RGibbsGibbs選項、和有效相態(tài)、指定可能的產(chǎn)物組分。反應器的操作條件根據(jù)文獻設定反應溫度365℃，反應壓力為36bar，反應產(chǎn)物產(chǎn)除了苯、二甲苯、乙苯等目標產(chǎn)物外，還生成輕組分包括甲烷、乙烷、丙烷、正丁烷、環(huán)己烷、甲基環(huán)戊烷等直鏈烷烴和環(huán)烷烴，還生成重組分副產(chǎn)物，例如四甲苯、二甲基乙苯、二乙苯等C及C10以上芳烴，還生成稠環(huán)化合物是10催化劑結(jié)焦，可見歧化與烷基化反應是十分復雜的。最終模擬結(jié)果與文獻調(diào)研結(jié)果基本一致。反應器進出口物流見下表4-22。表4-22反應器進出口物流表物料R301-INR301-OUT溫度℃385365壓力bar36.636氣相分率11摩爾流量kmol/hr2490.472772.409質(zhì)量流量kg/hr237453.4237453.4體積流量cum/hr2652.0963107.955熱焓值57.71157.711苯0.0010.287甲苯0.860.402乙苯00.005鄰二甲苯00.108間二甲苯00.04對二甲苯00.041甲乙苯0.0510.002均三甲苯0.0580.009甲烷00.082鄰乙基甲苯0.0010.0011-甲基4-乙基苯0.0020.0021，2，3-三甲基苯0.0010.0011，2，4-三甲基苯0.0210.0191，2，4，5-甲乙苯00.001氫氣0.0060（3）氣液分離器模擬5354年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書54氣液分離器采用AspenPlus中的Flash2Vapor–Liquid4-23表4-23氣液分離器模擬結(jié)果物料V301-INV301-GV302-L溫度C3030.230.2壓力bar35.63030氣相分率001摩爾流量kmol/hr2772.4092755.45316.956質(zhì)量流量kg/hr237453.4237176.1277.343體積流量cum/hr285.371284.4413.375熱焓Gcal/hr4.8875.187-0.301苯0.2870.2880.003甲苯0.4020.4040.001乙苯0.0050.0050鄰二甲苯0.1080.1090間二甲苯0.040.040對二甲苯0.0410.0410間乙基甲苯苯0.0020.0020均三甲苯0.0090.0090甲烷0.0820.0760.995鄰乙基甲苯0.0010.0010對乙基甲苯苯0.0020.00201，2，3-三甲基苯0.0010.00101，2，4-三甲基苯0.0190.01901，2，4，5-甲乙苯0.0010.0010汽提塔模擬AspenplusRadFracAspenPlusPackPackRating209bar，回1，Partial-Vapor-Liquid,3813kg/h,模擬0.4-24。4-24組分汽提塔塔底物流組成摩爾分率苯0.311甲苯0.438乙苯0.006鄰二甲苯0.118間二甲苯0.044年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書對二甲苯0.045甲乙苯0.003均三甲苯0.01鄰乙基甲苯0.001對乙基甲苯0.0021，2，3-三甲基苯0.0011，2，4-三甲基苯0.0211，2，4，5-甲乙苯0.001圖4-24汽提塔幾何尺寸模擬結(jié)果苯塔模擬AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecsSensitivitySizingTrayRating4bar，20183813kg/h，1.320PPM4-25。表4-25苯塔塔底物流組成組成摩爾分率甲苯0.636乙苯0.008鄰二甲苯0.171間二甲苯0.064對二甲苯0.065間乙基甲苯0.004均三甲苯0.014鄰乙基甲苯0.001對乙基甲苯0.0031，2，3-三甲基苯0.0021，2，4-三甲基苯0.0311，2，4，5-甲乙苯0.002圖4-26苯塔幾何尺寸55年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書甲苯塔模擬AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusDesignSpecs、SensitivityPackSizingPackRating0.34bar,33182.79.模擬結(jié)果顯示塔頂甲苯含量99.9%，符合循環(huán)進料要求，塔釜甲苯含量為612PPM，4-274-284-28。表4-27甲苯塔塔頂物流組成組分 摩爾分率苯 0.001甲苯 0.999表4-28甲苯塔塔釜物流組成組分 摩爾分率甲苯 0.001乙苯 0.023鄰二甲苯 0.469間二甲苯 0.175對二甲苯 0.179間乙基甲苯 0.01均三甲苯 0.039鄰乙基甲苯 0.003對乙基甲苯 0.0071，2，3-三甲苯 0.0041，2，4-三甲苯 0.0841，2，3，5-四甲苯 0.0011，2，4，5-四甲苯 0.005圖4-29甲苯塔幾何尺寸模擬結(jié)果56年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書二甲苯塔模擬AspenPlusDstwuAspenPlusDesignSpecsSensitivityPackSizingPackRating0.2bar,55282.93.722PPM，4-30，甲苯4-31。表4-30二甲苯塔塔頂物流組成組分摩爾分率甲苯0.001乙苯0.028鄰二甲苯0.554間二甲苯0.206對二甲苯0.211圖4-31甲苯塔幾何尺寸模擬57年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書C9AspenPlusDstwuRadFracAspenPlusSensitivityPackSizingPackRatingC90.2bar,40503.94kg/h，1.66C94-32。表4-32二甲苯塔塔頂物流組成表組分摩爾分率間乙基甲苯0.069均三甲苯0.262丙苯0.003鄰乙基甲苯0.017對乙基甲苯0.0491，2，3-三甲苯0.031，2，4-四甲苯0.569異構(gòu)化工段58150375℃進40℃進入氣液分離罐分離進行氣液分離，氫氣從頂部排出，大部分氫9.5bar140℃C94-33。58年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書圖4-33異構(gòu)化工序圖反應器模擬RGibbs375℃，24bar，可能的反1，2，3-三4-34。表4-34反應器進出口物流物料溫度CR401-IN375R401-OUT375壓力bar24.824氣相分率11摩爾流量130990.32131012.657kmol/hr質(zhì)量流量kg/hr599125.835599125.835體積流量cum/hr286732.012296269.25熱焓值Gcal/hr379.544379.544乙苯0.0060.005間二甲苯0.0140.009鄰二甲苯0.0030.006對二甲苯0.0020.0041，2，4-三甲苯00.001氫氣0.9750.976氣液分離器模擬氣液分離器采用AspenPlus中的Flash223bar，0，有效相為Vapor–Liquid。模擬結(jié)果顯示塔頂氣體中93.8%，滿足循環(huán)氫進料要求。表4-35氣液分離器模擬V401-IN V401-G V401-L59年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書溫度404040壓力bar23.72323氣相分率0.97710kmol/hr131012.71279463066.654質(zhì)量流量kg/hr599125.5274717.2324408.3體積流量cum/hr142508.4146400.2381.779熱焓值Gcal/hr-0.4814.113-14.593正丁烷0.0010.0020乙苯0.1120.0140.194間二甲苯0.2130.0230.374鄰二甲苯0.1330.0120.236對二甲苯0.090.010.1581，2，3-三甲苯0.00200.0041，2，4-三甲苯0.01500.028均三甲苯0.00400.007氫氣0.430.9380脫輕組分塔模擬脫輕組分塔模擬采用AspenPlus的DstwuAspenPlusSensitivityTraySizing通過模擬得到脫輕組分塔的操作壓力為8bar,理論板數(shù)為30塊，進料板為第2910.4-364-37。4-36組分摩爾分率乙苯0.195間二甲苯0.376鄰二甲苯0.237對二甲苯0.158均三甲苯0.0061，2，3-三甲苯0.0031，2，4-三甲苯0.0244-3760年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書脫重組分塔模擬脫重組分塔模擬采用AspenPlus的DstwuAspenPlusSensitivityPackSizing0.2bar452312529.1669kg/h，1.51.模擬結(jié)果顯示塔頂C904-384-39：表4-38重組分塔塔頂組成含量表組分摩爾含量乙苯0.202間二甲苯0.389鄰二甲苯0.245對二甲苯0.164圖4-39脫重組分塔幾何模擬結(jié)果圖AAspenPlusDstwuAspenPlusSensitivity61年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書SizingPackRating0.2bar452312529.1669kg/h，1.51.99.5%，滿足工藝要求。鄰二甲苯塔幾何尺寸模擬結(jié)果見圖4-40。圖4-40鄰二甲苯塔幾何尺寸模擬結(jié)果BA。深冷結(jié)晶工段機。本工藝采用兩段結(jié)晶分離，第一段結(jié)晶溫度控制在低共溶溫度-60℃，以提85%，15%是與對二甲苯一起結(jié)C8C8圖4-41深冷結(jié)晶工序圖62年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書結(jié)晶器模擬AspenPlusRGibbsRGibbsSEPRGibbsMixer1.5bar，可能產(chǎn)物為相應純組分的液體相和固體99.7%，結(jié)果見下表：4-42組分摩爾分率（固體）摩爾分率（液體）乙苯01間二甲苯0.688903480鄰二甲苯0.019801730對二甲苯0.2912947804-43組分摩爾分率（固體）摩爾分率（液體）乙苯00.00421567間二甲苯00.96916142鄰二甲苯00.02662291對二甲苯10離心機模擬AspenPlusGLOBAL1.2m900rpm，200mu，模擬結(jié)4-44，4-45。圖4-44一段離心分離結(jié)果組分進料組分摩爾分率液體出料摩爾分率固體出料摩爾分率乙苯(L）0.26402086310.002991027（S）0.50759374300.687622096（S）0.01394362400.018889012對二甲苯（S)0.21444176900.29049786563年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書圖4-43二段結(jié)晶分離結(jié)果組分進料組分摩爾分率液體出料摩爾分率固體出料摩爾分率乙苯（L）0.0029910270.0042156680（L）0.6876222050.9691610580.002898788（L）0.0188890150.02662290（S）0.29049791100.997008983模擬優(yōu)化脫戊烷塔優(yōu)化塔壓確定精餾塔宜采取加壓操作。分析正戊烷沸點隨壓力變化趨勢可知，正戊烷在2bar時沸點為57.9℃，在夏季仍與常溫水有較大傳熱溫差，因此塔操作壓力選定為2bar.理論板數(shù)優(yōu)化ASPENDSTWU99.9%0.3%，模擬理論板數(shù)與回流比關(guān)系。2 BlckB3DSTU)RflxRtioPfile1Rfluxrtio111199844.046.048.050.052.054.056.058.060.062.064.066.068.070.072.074.076.064年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書56-6260進料板優(yōu)化通過靈敏度分析工具分析進料板位置對冷凝器再沸器熱負荷及正戊烷回收率的影響詳情見表4-44。4-44再沸器熱負荷進料板詳情冷凝器熱負荷正戊烷回收率GCAL/HRGCAL/HR252.40487847-2.375268520.988053395262.40490446-2.375298980.987061123272.40494568-2.375346910.985970481282.40498308-2.375390080.984864172292.40503283-2.375447580.983564591302.40508998-2.375513460.982131746312.40514863-2.375581520.980582647322.40521503-2.375658270.978882455332.40528533-2.375739830.977033645342.4053641-2.375831010.97500579352.40544894-2.375929430.972792312圖4-45進料板位置對正戊烷回收率的影響關(guān)系圖0 Sensitivityts9

C5F/C5IN999VARY1B63FEEDSSTAGE從圖中可以看出隨著進料板位置的增加，正戊烷回收率逐漸降低。綜合進料65年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書板位置對冷凝器與再沸器熱負荷的影響，確定最優(yōu)進料板在28塊板?；亓鞅葍?yōu)化DSTWURADFRAC0.2%10.6252bar，28，10.625。脫C9(1)塔壓優(yōu)化C9C9C9C9結(jié)合甲乙苯與正戊烷的在0.1bar-0.5bar時的二元液相圖并手動測試塔壓0.1bar-0.5barC950.2℃，滿足常溫水冷卻要求。圖4-46甲乙苯與正戊烷二元液相圖表4-47塔內(nèi)物質(zhì)數(shù)據(jù)直鏈C9回收率均三甲苯回收率塔頂溫度塔釜溫度（bar）（%）（%）（℃）（℃）0.499.999.958.3137.30.399.999.950.21300.299.999.930.9120.90.199.999.923.2109抽提塔優(yōu)化66年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書和萃取劑用量對吸收效果的影響。環(huán)丁砜進料溫度優(yōu)化。3.5，9595圖4-48環(huán)丁砜進料溫度對甲苯損失量的影響4-494-5067年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書溶劑比優(yōu)化2.5-3.5，900000kg/h1200000kg/h1125000kg/h3.06。圖4-51環(huán)丁砜進料量與甲苯損失率的關(guān)系圖圖4-52正庚烷溶解量隨環(huán)丁砜進料量的關(guān)系圖水洗溶劑塔的優(yōu)化水洗溶劑塔的主要用途是把抽提塔頂部物料中的環(huán)丁砜盡可能多的吸收出對吸收效果的影響。用水量優(yōu)化參考工業(yè)實際情況，設定塔板數(shù)為5，建立靈敏度分析工具，以500kg/h為68年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書30000kg/h40000kg/h35000kg/h37500kg/h。圖4-53用水量對環(huán)丁砜溶解量的影響關(guān)系圖分流比優(yōu)化建立靈敏度分析工具，分析分流比從變化對環(huán)丁砜溶出量的影響圖4-54回流比與環(huán)丁砜溶出量的變化關(guān)系圖0.80.80.4的分流比為合適的分流比。69年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書提餾塔的優(yōu)化(1)回流比的優(yōu)化以使塔底產(chǎn)品符合歧化與烷基化反應器的進料標準。4-554-56圖4-57回流比與塔頂苯采出量的關(guān)系圖70年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書圖4-58回流比與塔頂甲苯采出量的變換關(guān)系圖15.515.515.515.5最佳回流比。溶劑回收塔優(yōu)化（1）分流器分流比的優(yōu)化塔的操作費用最低。0.4bar1112141.56kg/h0.10.70.3750.4750.4。圖4-59分流比與再沸器熱負荷關(guān)系圖71年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書圖4-60分流比與甲苯流量關(guān)系圖72年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目可行性報告書第五章設備選型反應器的設計催化劑條件表5-1催化劑性能及反應條件催化劑 反應使用的催化劑由上海石油化工研究所提供的HAT-095催化劑比表面積 437m2/g孔道尺寸 0.51×0.57nm反應溫度 365℃反應壓力 3.6Mpa氣體空速 20h-進料物料比 甲苯：C9芳烴=6.1:1反應器類型確定綜合歧化反應器形勢我們應該選擇考慮的因素有如下一些：從化學反應式知道，歧化與烷基化轉(zhuǎn)移兩個主反應均為吸熱量很小的單。從反應工藝條件看，為抑制催化劑積碳，減緩催化劑積碳速率，延長催化劑壽命，因此一般采用臨氫操作，反應壓力2.0～4.0MPa，490℃，對材質(zhì)無苛刻要求。3～12一臺反應器而不設置備用反應器。73年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書從催化劑研究結(jié)果，內(nèi)擴散和外擴散對反應的影響可以忽略，氣流速可采用徑向固定床反應器?；谏鲜鲈颍琓atorayMTDPMSTDPTBX2Xylene-PlusY-沸石催化劑，工藝上采用不床反應器。絕熱式軸向固定床反應器:歧化反應之所以采用絕熱式軸向固定床反應器還以為它有以下這些優(yōu)點：(1)對氫循環(huán)壓縮機的壓縮比任然較小，動力消耗增加不大。(2)軸向反應器結(jié)構(gòu)最簡單，材料最省，制造費用最低。(3)催化劑的裝卸操作最為簡單。(4)他的主要缺點就是，與徑向反應器比較，床層阻力將較大，因而動力消耗也略大一些。圖5-2絕熱式軸向固定床反應器示意簡圖絕熱式軸向固定床反應器的結(jié)構(gòu)：還設有催化劑卸料管，供拆卸催化劑只用?？梢钥闯觯^熱式軸向固定床反應器結(jié)構(gòu)極為簡單，式結(jié)構(gòu)最簡單的氣-固7440設置反應熱量輸出的構(gòu)件，因而使絕熱式軸向固定床反應器。設計數(shù)據(jù)和工作參數(shù)表5-3催化劑設計數(shù)據(jù)及參數(shù)對二甲苯產(chǎn)量 40萬噸年工作時間 24×350=8400h反應溫度 365℃原料配比 甲苯：C9芳烴氣體空速 20h-反應壓力 3.6Mpa物料衡算和熱量衡算及結(jié)果Aspenplus5-4，Aspen表5-4物料衡算及熱量衡算情況StreamsIDFEEDPRODUCTTemperature℃385365Pressure bar3636VaporFrac11MoleFlowkmol/hr2490.472772.409MassFlowkg/hr237453.44237453.44VolumeFlowcum/hr2652.0943107.954EnthalpyGcal/hr57.71157.711MassFlowkg/hrN-C8trace0N-C90.0360C-C6trace<0.001C-C70.2350BENZENE117.9962085.26TOLUENE197256.49102590.72EB36.7161578.65MX4.9731795.55OX3.96411830.69PX2.20112132.9575年產(chǎn)40萬噸對二甲苯——項目初步設計說明書1M3EC915129.07782.971,3,5-MB17319.402965.33NPROBEN36.4736.481M2EC9192.65192.651M4EC9554.98555.00123-MB337.52337.80124MB6430.6956431.021235TEBE0.001111.381245TEBE0.008392.229H2300.004CH403626.97C2H607.50反應器結(jié)構(gòu)的計算催化劑的填充量：根據(jù)空速算得催化劑的填充量為：VV= ONR SVV——催化劑的填充量，m3;RV——原料氣體體積（標）流量，m3/h;ONS——氣體體積空速，h-1;V在保證年產(chǎn)量的情況下，取原料進口流量為：V=2652