年產15萬噸對二甲苯生產工藝設計目錄TOC\o"1-2"\h\u20741年產15萬噸對二甲苯生產工藝設計 126158第一章緒論 238801.1項目及背景意義 229571.2對二甲苯的性質、用途及規格 224149第二章工藝流程設計 3174772.1對二甲苯生產方法的確定 36752.2對二甲苯流程的敘述 589682.3工藝流程圖 6111542.4對二甲苯生產工藝指標選擇 79527表2-4-1工藝條件 719756第三章物料衡算 7272803.1原料規格、用量來源 758343.2Aspenplus的流程模擬 8308113.3物料衡算 81693表3-3-7總物料的衡算表 1320964第四章能量衡算 1484764.1反應工段部分 1499134.2提純工段部分 15268224.3總能量衡算 1625567表4-3-1提純工段能量衡算表 1616649第五章主要設備計算 17183355.1反應器 17320775.2塔設備 1821730表5-2-4塔頂采出狀態及組成表 1895905.3換熱器 2110799圖2heatX模塊參數輸入圖 23859第六章非工藝部分 2586416.1三廢及處理說明三廢 25268796.2節能及節能措施 2629136.3安全及安全保護措施 2623957第七章經濟評價 3155977.1方法和依據 3139837.2設定基礎數據 31279807.3成本估計 3172467.4產品銷售收入、稅金及利潤 3231885表7-4-1收入及稅金表 32第一章緒論1.1項目及背景意義隨著我國各方面的快速發展，我國的這些年的聚酯行業也迅速的發展起來。對二甲苯（PX）作為基礎的化工產品之一，它的常見用途是用來生產聚酯，并且PX在二甲苯當中它的用量是最大的。我國對于PX的生產與消費可以稱為世界之最，生產占了全世界總量的20%，而消費方面占了全世界的30%。時間上來看在2010年開始，我國就已經變成了全世界消費PX最大的國家。以及2013年REF_Ref4901\r\h[1]，我國PX需求就突破1615萬噸，但國內的產量僅為728萬噸，供不應求需要大量進口。在我國市場出現對于PX的需求嚴重的供不應求的現象，是由于這些年我國的國內聚酯行業發展的太迅速。這就造成了生產聚酯的原料精對苯二甲酸（PTA）需求快速增長，而PTA的增長就會進一步導致它的上游原料PX的需求快速增長。由于PX市場需求國內自己無法滿足嚴重的，所以就需要大量進口對二甲苯。據國內的海關統計顯示，2011年我國對二甲苯進口量為4982.0kt；2012年進口量為6285.8kt；同比增長了16.80%；2017年的進口量達到14438.2kt，2018年的1-10月進口量為13018.8kt，同比增長約11.14%REF_Ref5132\r\h[2]。通過從國內對二甲苯自身的產能、消耗量，以及近年的市場方面分析，從而可以了解到國內自身產能無法滿足需求量，由此發展PX生產裝置建設是有蠻好的盈利的空間，并且發展前景可觀。1.2對二甲苯的性質、用途及規格1.2.1主要性質對二甲苯（PX），分子式為C8H10，相對分子質量106.17，熔點13.2℃，液體的沸騰溫度是138.5℃，在常溫常壓下是散發出的味道是芳香的氣味，液體呈無色透明的狀態；密度0.861g/cm3。與水不相容，對于大多數有機溶劑課混容，例如乙醇、丙酮、氯仿等。可燃物質，有一定毒性，性能相比于乙醇高些，其蒸汽形態與空氣混合可以形成具有爆炸性的混合物，爆炸極限的體積分數是1.1%~7.0%。1.2.1用途在人民的日常生活當中都有對二甲苯的身影，對于現代的人類來說它以成為不可缺少的存在。例如在我們身邊的交通工具所用到的汽油就有二甲苯的身影存在，其中的所占比就約有6%到10%左右REF_Ref29870\r\h[3]。優秀品質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優秀品質汽油的抗暴性。此外PX是精對苯二甲酸（PTA）以及對苯二甲酸二甲酯（DMT）的上游原料，其中PX的消耗約八成被用于PTA，還有約一成的消耗用于DMT。生產聚酯纖維和聚酯塑料所用到的原料正是以上的兩種單體，此外世界九成以上是用來生產聚酯。絕大多數的聚酯目的是用來生產滌綸，而滌綸是屬于在化學纖維產品當中生產和纖維最多的。我國正是一個化纖品大國，因此PX很大的一個量是用于合成纖維的。聚酯除了用于合成化纖品外，一部分的聚酯還會用于制造飲料瓶，例如我們年輕人愛喝的碳酸飲料、運動飲料、果汁等，都可以用聚酯來包裝。此外對二甲苯還可以作為溶劑，還在制藥工業、涂料、染料等其他領域有著廣泛的用途。1.2.3產品規格本項目主要產品為99.7%對二甲苯 第二章工藝流程設計2.1對二甲苯生產方法的確定目前為止，對二甲苯主要生產方法有芳烴聯產工藝技術、歧化及烷基轉移工藝技術、二甲苯異構化工業技術和甲苯甲醇烷基化法。2.1.1芳烴聯產法最開始生產對二甲苯的工藝方法是對汽油進行重整油裂解加氫，再者進行抽提。初工藝的主要的流程工藝為，用石腦油進行催化重整而得到石油芳烴，也就是混二甲苯。之后用深冷結晶分離，或者分子篩模擬移動吸附分離方法，將對二甲苯從混二甲苯分離出來。但此工藝無法滿足日漸增長的PX的市場需求REF_Ref5517\r\h[4]。所以科學家發現了，用甲苯和C9作為原料來增產對二甲苯是為更高效直接的方法，也就是芳烴轉化。石油腦是芳烴聯產的原料，然后經過一系列的提純分離得到產品。芳烴聯產裝置一般有二甲苯分餾、歧化、吸附分離、二甲苯異構化和提純蒸餾五個裝置，以及相配套公用工程組成REF_Ref8263\r\h[5]。2.1.2甲苯歧化及烷基轉移工藝技術甲苯歧化及烷基轉移工藝是用甲苯和C9/C10芳烴，在分子篩催化劑的作用下選擇性轉化成苯和二甲苯，此技術發展方向是研究更好的催化劑，從而進一步來提高原料的轉化率以及產物的選擇性REF_Ref13697\r\h[6]。該工藝實質上就是芳烴之間的能夠相互轉化技術。其反應主要是：甲苯歧化和烷基轉移。甲苯歧化反應是指2個甲苯分子歧化反應后生成1個苯分子和1個二甲苯分子。而烷基轉移反應是指1個甲苯分子與一個三甲苯分子在催化劑作用下，生成兩個二甲苯分子。當前，對甲苯歧化及烷基轉移工藝已經實現工業化的主要公司有：Arco/IFP公司的Xylene-Plus工藝，美國UOP公司與日本TORAY公

司聯合研發了Tatoray工藝，還有Mobil公司開發的MSTDP工藝REF_Ref14638\r\h[7-9]。2.1.3.二甲苯異構化工業技術二甲苯異構化工藝技術的原料來自于，通過對汽油的催化重整或者裂解的方法產生的混合C8芳烴（不含或含少量PX）。然后在催化劑的作用下使混合的C8芳烴（OX、MX、PX和乙苯）發生異構化反應，使其中的對二甲苯的濃度達到一個平衡濃度值，這樣就可以提升對二甲苯的產量，這是C8芳烴的4種異構體之間的轉化技術REF_Ref23899\r\h[10]。當前大概有十幾種可以實現該技術工業化，在市場競爭力方面有較強的技術有：Mobil公司的MHAL技術、UOP公司的lsomer技術和Axens公司的Octafining技術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為原料，在一定反應條件下和催化劑作用下進行烷基化制備出對二甲苯。該工藝原料甲醇價格便宜而且市場產量多，而且相比之前的工藝方法，它提高了原料的利用率，產物的選擇性高，成本相對低，污染小對環境更友好等一些優點。所以至今還是競相研究的熱點。目前，研究人員普遍認為甲苯甲醇烷基化是正碳離子機理進行對于苯環親電取代反應，甲醇在催化劑活性中心作用下表面質子化生成碳正離子，然后碳正離子和甲苯作用，把甲基部分轉移到苯環上，主要生成了鄰二甲苯（OX），PX,還有少量間二甲苯(MX)REF_Ref21241\r\h[12]。在分子篩催化劑ZSM-5的孔道內部，反應生成的三種二甲苯異構體，PX的動力學直徑比OX和MX要小，通過分子篩具有擴散優勢。而另兩種異構體由于分子篩帶來的擴散阻力，降低了反應的異構化的幾率，從而使產物PX選擇性提高REF_Ref21434\r\h[13-15]。主反應：副反應：此外，該工藝最大的吸引力是產物PX的收率高，相比較于甲苯歧化這個傳統工藝產物的收率要高一倍：以及每產生1t的PX產品所用到的甲苯，可以從甲苯歧化工藝的2.8t降到1.0t。總結上述的方法，與其他工藝相比，本工藝方法在原料利用率更高、能源消耗更低以及對環境更友好，經濟效益可觀。本次項目設計方法選用甲苯甲醇烷基化法。2.2對二甲苯流程的敘述在年產15萬噸對二甲苯生產裝置的工藝設計過程中，可將生產工藝大體分為兩個工段，第一階段工段為反應工段，第二工段為提純工段。2.2.1對二甲苯的反應工段原料甲苯和甲醇與水(循環水)進行一個混合，同時與回流的甲苯混合，混合后的原料先進行預熱，預熱部分是利用烷基化反應器出來的高溫度氣體，讓高溫的氣體與混合的原料進行兩級換熱，使溫度升至280℃。之后原料在經過加熱爐的汽化，讓溫度上升至490℃，然后與經過預熱的氫氣混合，一同進入反應器在反應，反應器是固定床反應器。經過反應后的物料先后進行換熱、和冷卻的步驟，之后進入層析器對油水進行一個分離。對于分離出來的水相其中一部分會進入烷基化反應器，從中起到阻礙溫度過高的而造成的結焦以及對于催化劑的一個保護作用，而另一部分是以廢水的形式前往污水處理系統。以及氣相部分會進行壓縮冷卻，之后進行變壓吸附脫氫，回收提純的氫氣可以繼續循環使用，還得到烴類氣體進行提存解析可以成為燃料氣。2.2.2對二甲苯的提純工段油水分離后的的油相進入甲苯分離塔（T101），對于沒反應完全的甲苯進行一個分離，甲苯是于塔頂出來，之后得到的甲苯再次進行循環。其中產生的尾氣進行火炬，甲苯分離塔的塔釜流出物將前往二甲苯分離塔（T102）進一步分離提純，重組分從塔釜流出，塔頂的產物再進行膜分離REF_Ref21829\r\h[16]得到產物PX純度可達99.7%和混二甲苯。2.3工藝流程圖圖2-3-1反應工段的工藝流程圖圖2-3-2提純工段工藝流程圖2.4對二甲苯生產工藝指標選擇通過AspenplusV11軟件的計算優化軟件優化，結合本項目制定的年產15萬噸對二甲苯的背景，選取工藝條件如下：表2-4-1工藝條件工段名稱反應溫度（℃）壓力（Mpa）反應490-5300.45提純40-1800.1-0.9第三章物料衡算3.1原料規格、用量來源本項目生產所需的原料是甲苯以及甲醇。輔助原料催化劑ZSM-5,以及載氣氫氣。本項目每年消耗甲苯16713.497噸、甲醇6088.286噸，技術要求均符合優等品，具體數據見下表3-1-1。表3-1-1原料供應表名稱單位時耗量年耗量規格甲醇t7687.236088.286優等品甲苯t21102.916713.497優等品3.2Aspenplus的流程模擬該項目采用AspenplusV11軟件進行流程模擬，模擬圖如下。圖1aspen的流程模擬圖3.3物料衡算3.3.1該項目的反應工段物料衡算通過用aspenplusV11軟件對于反應工段進行的物料衡算，數據結果詳情見下表3-3-1。表3-3-1反應工段的物料衡算表進出的物料流股的名稱相態流股的壓力MPa質量的流量kg/h摩爾的流量kmol/h項目的進料CH4O液相0.17702.64120.78C7H8液相0.121124229.3混合罐出料3液相0.51236031666.54換熱器進料4氣液混合0.51236031666.54換熱器出料5氣相0.51236031666.54加熱爐出料6氣相0.51236031666.54反應器進料7氣相0.51240591889.92反應器出料8氣相0.451240591892.17換熱器進料9氣相0.451240591892.17換熱器出料10氣液混合0.451240591892.17冷卻器出料11氣液混合0.451240591892.16壓縮機進料12氣相0.45984.357228.758冷卻器出料13氣相0.5984.357228.758分離器進料14氣液混合0.5984.357228.758液體出料15液相0.523.19990.242295氣體進料16氣相0.5961.157288.515氣體出料17氣液混合0.5552.05719.6747脫氫出料18氣相0.5409.101200.456氫氣進料H2-1氣相0.546.545822.93加熱器進料20氣相0.5455.646223.386加熱器出料21氣相0.5455.646223.386層析器出料22液相0.451145391189.64各流股的詳細物料組成詳情見表3-3-2、表3-3-3。表3-3-2反應工段的流股組成表流股的名稱質量的組成%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反應工段的流股組成表流股的名稱質量組成%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提純工段的物料衡算通過aspenplusV11軟件對于提純工段物部分的料衡算，數據結果詳見表3-3-4。表3-3-4提純工段的物料衡算表進出的物料流股的名稱相態流股的壓力MPa質量的流量kg/h摩爾的流量kmol/h項目出料PX液相0.918757.6176.68副產物出料34液相0.95140.6348.4199回收塔出料27氣相0.1247.61674.1979回收塔出料28液相0.13723994.3225.976分離塔進料29液相0.323994.3225.976分離塔出料30液相0.123898.3225.1分離塔出料31液相0.11795.9770.876224加熱器進料32液相0.923898.3225.1分離器進料33液相0.923898.3225.1流股詳細的物料組成詳見表3-3-5、表3-3-6。表3-3-5提純工段的流股組成表流股名稱質量組成%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提純工段的流股組成表流股名稱質量組成%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總物料的衡算通過aspenV11軟件模擬可得總物料衡算，衡算的數據結果詳見表3-3-7。表3-3-7總物料的衡算表進料出料流股名稱質量流量單位摩爾流量單位流股名稱質量流量單位摩爾流量單位CH4O7702.64kg/h240.77kmol/h17552.06kg/h28.06kmol/h2747.624.20C7H821124229.3254279.25237.013195.980.88H2-146.5522.93345140.6348.42PX18757.6176.68循環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過aspenplusV11軟件對該項目進行能量衡算，通過aspenplusV11軟件模擬可得到每股物流的質量焓（massenthalpy）、摩爾焓（Molarenthalpy）與質量熵(Massentropy)、摩爾熵(Molarentropy)，以及焓流量（Enthalpyflow）。4.1反應工段部分反應工段能量衡算詳見表4-1-1。表4-1-1反應工段能量衡算表進出物料流股名稱摩爾焓kcal/mol質量焓kcal/kg摩爾熵cal/mol·K質量熵cal/g·K焓流Gcal/h項目進料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換熱器進料4-13.8901-187.28-63.265-0.852998-23.1484換熱器出料5-0.843954-11.379-33.4599-0.451137-1.40648加熱爐出料67.5414101.68-20.6973-0.2790612.568反應器進料77.03356107.15-17.1382-0.26108413.2929反應器出料86.56983100.204-15.0591-0.22968412.4312換熱器進料9-4.92068-75.051-33.0962-0.504788-9.31074換熱器出料10-7.73956-118.045-39.431-0.601407-14.6445冷卻器出料11-11.9967-182.976-51.7033-0.788586-95.0394壓縮機進料12-0.81654-189.758-3.83447-0.891103-0.186789冷卻器出料13-0.72368-168.1781-3.75307-0.8721856-0.165547分離器進料14-0.82624-192.012-4.07464-0.946918-0.189009液體出料15-0.150237-1.56905-85.6382-0.89439-3.6401e-05氣體進料16-0.826957-196.609-3.98816-0.948186-0.188972氣體出料17-8.2862-421.16-16.6275-0.84512-0.232504脫氫出料180.092466445.3078-2.84371-1.393390.0185355氫氣進料H2-1-0.01813-8.92964-3.17777-1.56548-0.0004157加熱器進料200.081114439.7673-2.87686-1.410410.0181198加熱器出料213.244451590.633.391081.662520.724764層析器出料22-0.331993-3.44818-86.4258-0.89764-0.3949534.2提純工段部分提純工段能量衡算詳見表4-2-1。表4-2-1提純工段能量衡算表進出物料流股名稱摩爾焓kcal/mol質量焓kcal/kg摩爾熵cal/mol·K質量熵cal/g·K焓流Gcal/h項目出料PX1.9517618.3838-87.2086-0.8214250.344837副產物出料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分離塔進料290.2970052.79717-89.4212-0.8421620.067116分離塔出料30-0.3681-3.46716-91.0128-0.857256-0.0828591分離塔出料31-1.47513-13.4672-92.9618-0.848697-0.00129254加熱器進料32-0.320852-3.02213-90.9645-0.856802-0.0722236分離器進料331.9480218.3485-85.7206-0.8074090.4384994.3總能量衡算提純工段能量衡算詳見表4-3-1。表4-3-1提純工段能量衡算表流股名稱摩爾焓kcal/mol質量焓kcal/kg摩爾熵cal/mol·K質量熵cal/g·K焓流Gcal/h進料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循環C7H8-CYC0.8087698.57468-83.1413-0.8814750.775987H2O-68.3568-3785.91-39.1041-2.16576-16.2009第五章主要設備計算5.1反應器根據aspenplusV11軟件模擬計算此車間工藝項目，可知成烷基化反應器入口物料的體積流量為23740.46m3/h。由文獻查閱可知在反應溫度為490℃和壓力為0.45Mpa條件下，選取ZSM-5為催化劑，甲苯甲醇選取空速為1h-1。催化劑堆積密度ρp=0.68g/cm2比表面積Sg催化劑藏量GC=2433.5kg

V為了保證反應過程的氣流變得穩定，依據《工業催化》，固定床反應器長徑通常在3-6之間，這里選取反應器長徑比為4，反應器的裝填系數是0.6，得：反應器體積V反應器直徑：D反應器筒體高度：H封頭選取標準橢圓形封頭，根據JB/T4746?2002查得封頭公稱直徑：DN=3000mm，封頭直邊高度：h1所以反應器總高H將反應器直徑進行圓整4m，反應器的高度整圓為13m5.2塔設備選用二甲苯分離塔作為本次工藝設計項目塔設備的計算案例分析，運用AspenplusV11對二甲苯分離塔做設備計算。先確定二甲苯分離塔的一個進料狀態及組成，其具體數值如下表5-2-1所示表5-2-1二甲苯分離塔進料狀態與組成表狀態溫度150.8℃壓力0.3Mpa氣相摩爾分率0液相摩爾分率1質量流量23994.25kg/h體積流量32.92m3/h摩爾組成/%OXMXPX1:2:4BEN8.012.079.910.09然后確定塔的出料狀態及組成。（1）塔頂采出塔頂采出主要為項目二甲苯，狀態及組成詳見下表5-2-2。表5-2-2塔頂采出狀態及組成表狀態溫度138.457℃壓力0.1Mpa氣相摩爾分率0液相摩爾分率1質量流量23898.3kg/h體積流量32.25m3/h摩爾組成/%OXMXPX1:2:4BEN7.91280.1微量（2）塔底采出塔底采出的主要為重組分狀態及組成詳見下表5-2-3。表5-2-4塔頂采出狀態及組成表狀態溫度152℃壓力0.11Mpa氣相摩爾分率0液相摩爾分率1質量流量95.97kg/h體積流量0.1294m3/h摩爾組成/%OXMXPX1:2:4BEN35.56.533.924.1運用AspenplusV11對二甲苯塔單獨建立流程模擬，輸入各項條件如下圖。圖2-1建立二甲苯分離塔流程模擬圖圖2-2建立二甲苯分離塔流程模擬圖運用Aspenplusv11軟件模擬可得進料塔板（自上而下）為第15塊塔板，因為進料處體積流量較小，所以即可選取板徑較小的填料塔來進行產品的分離。運用aspenplusV11軟件塔設計模塊模擬塔設計的工藝參數計算，具體過程如下圖所示。圖3-1塔模塊數據輸入圖圖3-2塔模塊數據輸入圖設計塔板間距為0.6米，精餾段塔徑為2.6米，提餾段塔徑為2.5米，對塔進行水力學校核，具體數值詳見下圖所示。圖3-3塔水力學校核圖圖4-1塔水力學校核圖對于二甲苯分離塔進行塔徑圓整，整體塔徑為2.6米，且校核結果無誤，由此可得塔塔高為17米（不含底座）。5.3換熱器5.3.1冷卻器選擇以E104為典型換熱器進行選型計算。由aspenplusV11軟件模擬可以確定冷卻器入口流股狀態，詳細情況見表5-3-1。表5-3-1冷卻器入口流股狀態表溫度156.7℃壓力0.45Mpa質量流量32187.39kg/h體積流量44.572m3/h組成C7H8CH3OHOXMXPXH2O質量分數%43.80.452.56.546.380.37比熱容kJ/（kg·℃）2.5179由上表可計算出該流股的平均比熱容為2.5179kJ/（kg·℃），質量流量為32187.39kg/h。換熱器類型選用的是固定管板式換熱器，選擇冷卻水作為換熱介質，設置冷卻水由25℃升溫至40℃。代入如下公式：①計算熱負荷與冷卻水流量：熱負荷QD=②計算兩流體的平均溫差（暫時按逆流單殼程、多管程計算，下同）。逆流時平均溫度差為：QUOTE△tm'=△t2?△t1查圖得：?△t△③初選換熱器規格。根據兩流體的狀況，假設K=1400S=利用aspenEDR組件進行換熱器核算，在aspen中將heater模塊替換為heatX模塊，輸入換熱器參數如下。圖2heatX模塊參數輸入圖然后將heatX模塊導入到EDR組件中進行核算，可以得到如下數據。圖2EDR模塊核算輸入圖核算結果如下圖。圖2heatX模塊核算結果圖圖2EDR模塊核算結果圖冷卻器經核算后符合工藝要求，從EDR中導出冷卻器基本結果圖如下。圖2EDR模塊導出冷卻器結構圖參考化工工藝手冊，換熱器系列標準選定冷卻器型號為BEU400I-0.6-39.6型換熱器（固定管板式換熱器）。第六章非工藝部分6.1三廢及處理說明三廢6.1.1.廢氣該項目主要的廢氣為甲苯分離塔的塔頂排放的尾氣，尾氣成分包括未反應完的甲苯、甲醇、氫氣以及反應產生烷烴氣，可以對這部分廢氣可進行火炬，并且所產生的熱量供反應使用。相關的裝置區域的可能會出現跑、冒、滴、漏，從而造成無組織的排放，對于出現這樣的狀況就需要選定合適的閥門以及定期檢查進行維護修理。對于廢氣進行火炬處理所產生的的二氧化碳，因人們注意到全球變暖，國家對于二氧化碳的排放進行了管控，所以就需要對二氧化碳集中進行收集，一些有條件的可以送往尾氣處理廠進行集中的一個處理，規避排放到大氣層中而加重全球的溫室效應，保護了環境。6.1.2.廢液該項目主要的廢液為水相分離出來的廢水，廢水當中99.7%是水，剩余當中含量主要是少量的甲醇、二甲苯、甲苯。對于有危害的這部分雜質，選用吸附脫除的方法（泥炭、活性炭）就能使絕大部分雜質去除去，有條件可以送往園內的廢水處理廠，處理后的廢水需達到規定標準才可以進行排放。6.1.3.廢渣該項目的廢渣主要為催化劑殘渣。裝置定期更換失效的催化劑殘渣，處理的方式是用填埋等方式處理。本項目產生的催化劑殘渣通過送當地填埋場填埋處理。另外還有生活上的垃圾以及工業垃圾，聯系當地環境衛生相關部門定期的運輸和清理，對它們進行無害化的處理。6.2節能及節能措施6.2.1.耗能分析本車間工藝項目耗能較大的設備主要有烷基化反應器、換熱系統、以及塔的相關設備換熱系統。6.2.2.節能措施（1）對于設備盡量都選用能量消耗低但是效益回報方面高的設備；（2）在公用設施方面，要盡可能的減少非必要的能源消耗，例如在集中供水方面還有集中供熱方面；（3）為了降低溫度流失而造成能量消耗，在采用材料方面盡可能選取隔熱效果好的材料，通常閥門、儲罐以管道等容易能量流失，因此閥門盡量采用保溫效果好的，儲罐的內壁的材料也要采取保溫效果好的材料，同樣在選取管道材料方面也是；（4）本項目有循環水的部分，增加循環用水的比例，從而減少在用水方面的損耗；（5）對于廠內車間相關設備的布置安排，盡可能采用設備間的位差從而來運輸相關的物質，目的這樣的方式可以降低能源的消耗，另外對于各個車間部分設置用電、用水的用量表，可以對其實時監測和控制。（6）定期加強對于人員的培訓，對管理制度更好的規范，定期進行操作方面考核，從而提高和加強了車間內員工的節約能源減少排放的意識。6.3安全及安全保護措施6.3.1.主要危害因素（1）具有火災及爆炸危險性工藝生產中的甲醇是重要的原材料，甲醇的揮發性能較強，其揮發的蒸汽與空氣混合，到達一定濃度遇到明火可引發爆炸。甲醇的流動性及擴散性較強，蒸汽密度比空氣略大，有風情況容易隨風飄散，無風時也能夠沿地面去往地勢低的地方擴散。如果甲醇儲罐泄漏破裂，遇到明火，就會引發火災。工藝生產中氫氣是作為載氣，屬于易燃易爆氣體，如果運輸過程儲存方式不當就可能發生火災爆炸等災害。由于氫氣密度小，如果泄放于空氣，會快速的升空并且擴散，而且不會在空中一定區域進行停留。工藝生產的產物二甲苯，易燃液體，能與空氣混合成為具有爆炸性的混合物。如遇火災容器泄漏出來的物體會進一步嚴重火勢增（或增加蒸汽濃度）。（2）高空作業危害此項目的車間的廠房建筑是采用框架的結構，因此這會讓操作人員，在工作過程的高度很高，例如項目的甲苯分離塔、二甲苯分離塔，這些設備就是安裝在框架結構的廠房內，這會使對于塔類設備作業是時因為高度存在危險。（3）雷電該項目的主廠房是時運用框架結構，而甲苯分離塔和二甲苯分離塔是高度較高且危險性大的塔類設備。如遇到雷雨天氣，這些設備的避雷設施不夠完善，就容易招致雷電攻擊，且因此導致火災或其他一系列災害，引發悲劇。本項目的甲醇、氫氣、二甲苯等有屬于易燃易爆的化學品，這樣就會引發爆炸以及其他嚴重的后果。電氣設備選用對于選用電器設備上，如果選取的電器設備不正確，就會成為隱藏風險，最終很可能會對造成極大的影響。6.3.2.危險、有害物質應急與防護措施（1）甲醇CH3OH表6-3-1甲醇性質表英文名Methanol化學分子式CH3OH分子量32.04外觀和性狀透明無色的液體理化特性熔點/凝固點（°C）-98自燃溫度（°C）385相對密度（水=1）0.791蒸汽密度（空氣=1）1.11臨界溫度（°C）240臨界壓力（MPa）7.87燃料熱（液態）（KJ/mol）726.89具體的急救措施可以參考表6-3-2。表6-3-2甲醇急救措施表急救措施不當操作處理方法皮膚接觸立即脫下身上受污染的衣服，先用洗滌劑除去表面，再用大量清水一直沖洗，如還感到不適，應及時就醫眼睛接觸用手撐開眼瞼，使受污染的眼球部分充分暴露，立馬用大量的流動清水又或者生理鹽水，不停沖洗20分鐘左右，并且送往醫院吸入快速逃離污染現場到有流通的空氣地方，目的使自身能夠通常呼吸。如發生呼吸困難，給予輸氧，出現呼吸停止，馬上給予人工呼吸，送醫院救治。食入誤食的人即刻進行涑口，立馬喝大量的水，先自行進行催吐，人員有條件吞生雞蛋或者牛奶，盡快送醫院救治（2）甲苯C7H8表6-3-3甲苯性質表英文名Toluene分子式C7H8分子量92.14性狀無色透明的液體，氣味是有類似苯的芳香理化常數熔點-94.9℃沸點110.6℃密度0.87（水=1）爆炸極限1.2-7.0%引燃溫度535℃最小點火能2.5mj最大爆炸壓力0.666Mpa具體的急救措施可以參考表6-3-4。表6-3-4甲苯急救措施表類別不當操作處理方法急救措施吸入快速逃離污染現場到有流通的空氣地方，目的使自身能夠通常呼吸。如發生呼吸困難，給予輸氧，出現呼吸停止，馬上給予人工呼吸，送醫院救治。食入飲足量溫水催吐，就醫皮膚接觸立即脫下身上受污染的衣服，先用洗滌劑除去表面，再用大量清水一直沖洗，如還感到不適，應及時就醫眼睛接觸用手撐開眼瞼，使受污染的眼球部分充分暴露，立馬用大量的流動清水又或者生理鹽水，不停沖洗20分鐘左右，并且送往醫院（3）氫氣表6-3-5氫氣性質表英文名Hudrogen分子式H2分子量2.01性狀無色無臭氣體理化常數熔點-259.2℃沸點-252.8℃密度0.07（空氣=1）爆炸極限4.1-74.1%引燃溫度400℃最小點火能量0.019mj最大爆炸壓力0.720Mpa具體的急救措施以及應急處理方式可以參考表6-3-6。表6-3-6氫氣急救措施及應急處理方式表類別不當操作處理方法急救措施吸