采用清洁生产工艺制取对二甲苯（PX）分厂设计报告 本文关键词：制取，甲苯，分厂，生产工艺，清洁
采用清洁生产工艺制取对二甲苯（PX）分厂设计报告 本文简介：一、设计题目为某一大型综合化工企业设计一座采用清洁生产工艺制取对二甲苯（PX）的分厂。二、设计基础条件1、原料原料来源及原料规格由各参赛队根据不同的工艺路线和技术经济要求自行确定。2、产品产品结构及其技术规格由参赛队根据本队的市场规划自行拟订。3、生产规模生产规模由参赛队根据本队的资源规划和市场规划
采用清洁生产工艺制取对二甲苯（PX）分厂设计报告 本文内容：
一、设计题目
为某一大型综合化工企业设计一座采用清洁生产工艺制取对二甲苯（PX）的分厂。
二、设计基础条件
1、原料
原料来源及原料规格由各参赛队根据不同的工艺路线和技术经济要求自行
确定。
2、产品
产品结构及其技术规格由参赛队根据本队的市场规划自行拟订。
3、生产规模
生产规模由参赛队根据本队的资源规划和市场规划以及国家的有关政策自
行确定。
4、环境要求
尽量采取可行的清洁生产技术，从本质上减少对环境的不利影响，并对可能
造成环境污染的副产物提出合理的处理方案。
5、公用工程
由总厂提供。
三、工作内容及要求
1、
项目可行性论证
1）
建设意义；
2）
建设规模；
3）
技术方案；
4）
与企业的系统集成方案；
5）
厂址选择；
6）
与社会及环境的和谐发展；
7）
经济效益分析。
2、
工艺流程设计
1）
工艺方案选择及论证
甲苯甲醇烷基化制对二甲苯反应过程是以摩尔比为7:
1的甲苯和甲醇作为反应原料,临氢、临水,其中氢气与原料的摩尔比为8:
1,水与原料的摩尔比为8:
1,在Si、P、Mg复合改性的ZSM-5催化剂上经过一系列复杂的反应,以达到高对二甲苯选择性的目的。甲苯甲醇烷基化反应体系是一个热效应较小的放热过程,其具体的化学反应计量式如下所示:
确定反应进度
在一个化丁流程的设计和模拟中,反应部分的设计模拟是整个工作的核心。该部分既囊括了反应原料所需的压力和温度,又包含了反应产物的信息,所以既决定着反应之1000
1%年对二甲苯项目
发前流程的换热及输送设备的工艺参数,又是后续流程进行分离提纯的前提因素。而对反应部分各反应式的反应进度的准确模拟,则是反应部分模拟的基础。由前文可知,甲苯甲醇烷基化工艺中,除甲苯甲醇烷基化生成对二甲苯的反应之外还有18个副反应,各反应都有各自的反应进度和原料转化率,想要成功模拟反应并开发相应的工艺流程,首先就要通过化工流程模拟技术,确定这些反应的反应进度。大连理工大学工业催化剂研究所测得小试装置反应产物组成的流程如下:令小试得到的气相产物通过冷却器降温至15°C,得到气液两相,再通过色谱方法分别测得两相的组成。
根据催化剂研究所的检验流程,在流程模拟软件HYSYS中按图2.1搭建出模拟流程。
反应原料为甲苯、甲醇,水和氢做为载气,甲苯、甲醇摩尔比7:1,水与原料摩尔比8:1,氢与原料摩尔比8:1。四者混合后经加热器加热至反应温度460°C,流入反应器,反应产物为气相,从反应器流出,经冷却器降温至15°C,进入闪蒸器,反应产物在闪蒸器中降压至常压,由闪蒸器顶部得到气相产物,底部得到液相产物。
本次设计模拟选用的物性方程是PR-BM方程。PR-BM物性方程适用于所有温度、压力下非极性或者极性较弱的体系,对于本次设计模拟的物系十分适合,可以作为实际生产工艺设计的物性方法。
调整反应器中各反应式的反应物转化率,进行反复模拟,得到各反应的模拟转化率,见表
由表2.2中数据可知,模拟结果与小试结果极其相似,可证明模拟得到的反应进度与实际情况相符,可用丁?生产流程模拟设计。
原料混合方式
甲苯甲醇烷基化生产对二甲苯r.艺的原料为甲苯和甲醇,水和氢作为载气,四者需要全部汽化并且混合,之后加热到反应温度进入反应器。其中甲苯、甲醇和水在常温常压下为液态,故需要先将它们汽化后与氢气混合,这就涉及到三者的混合及加热顺序。
根据排列组合,同时考虑到换热器设计因素,可以得到以下四种可能的混合换热顺序:
方案a是最直观的方案,将甲苯、甲醇、水分别汽化后,与氢气混合,作为原料气去加热,但是该方案需要三个换热器,有着最高的设备费用;方案b先将甲苯甲醇混合后与水分别加热汽化,再与氢气混合,只使用两台换热器,甲苯甲醇可以互溶形成均相混合物,加热时传热效果良好,故此方案可行;方案C将甲苯与水混合加热汽化,再与氢气和甲醇蒸汽混合,但是由于甲苯与水不互溶,形成的混合物将会分层,在加热时影响传热效果,故照方案b稍逊一筹;方案d先将甲醇与水混合后与甲苯分别加热器化,再与氢气混合,同理,由于甲醇与水可以互溶,故方案d与方案b都是可行方案,本次设计采用方案b的混合顺序。
反应器网络设计
本工艺采用的ZSM-5催化剂,反应中甲苯转化率达到了
12%左右,在已开发的甲苯甲醇烷基化催化剂中已经属于较高的水平,但如果应用于工业生产仍然不够。工业上提高反应物转化率的方法通常有:反应器中催化剂床层分段,段间加入原料;以及多个反应器串联生产,多段进料。本装置设计规模为lOOOt/a,是一套中试装置,主要目的为研究催化剂的放大效果,为工业规模放大提供参考,故为便于研究和操作灵活,设计采用第二种方法。随着串联反应器增加,甲苯转化率提升的同时,对二甲苯产品也不断增加,副产物也开始不断累积,所以设计中需要确定最优的反应器数目。上一节已经得到了各反应的原料转化率,故可通过流程模拟,研究原料经过不同数目反应器后的产物组成变化趋势,确定反应器数目。为实现该目标,构造模拟流程如下:
理论上,为了保证反应原料在进入反应器时正好处于反应温度,需要在每台反应器前增加换热设备,但是经过计算发现,反应压力下25°C的甲醇汽化并升温至460°C所需热量,与反应产物冷却至460°C放出热量相近,两者混合后温度在459?460°C之间,属于正常反应温度范围。下面以l000t/a的生产规模下,反应器2的进料情况为例,进行
计算证明:
反应器1得到的产物温度为469.8°C,摩尔流量95.27kmol/h,其中含甲苯4.3529kmol。与之对应的新鲜甲醇进料为0.6218kmol/h。反应产物降温至460°C放出热量为:
甲醇汽化升温至46(TC所需热量:
故各反应器之前不需要加换热器维持反应温度。
经过模拟可得到各反应器出口主要组分组成,可知,随着串联反应器数目的增加,对二甲苯产品和副产物二甲苯、甲烷等的组成均随之累积增大。但是对二甲苯的增幅却在逐渐减小,至第四个反应器之后,增幅已经低于0.4个百分点,同时考虑到工业化规模生产时的反应器设计,最终确定串联反应器数目为3个,甲苯转化率为29.87%。
1000吨/年对二甲苯项目
发工、炼油、能源、医药、生物工程和环境保护等众多工业过程系统中的重要反装置。
流化床反应器的优点有:
①传热效果好流化床反应器中,流化的催化剂颗粒在床层内做着强烈的循环运动,保证了气-固、固-固和料-壁之间的有效接触和混合,使它们之间有着较高的传热速率。同时反应器这种混合效应可以使反应器内温度均匀,避免发生“热点”和“飞温”现象。所以流化床反应器十分适合强放热和热敏感的流程。
②可实现同体物料连续进出流化床呈现拟流体流动特性,使固体颗粒能够方便地加入和移出反应器。在催化剂的时候,可以顺利的移出失活催化剂、加入再生催化剂,可使催化剂在反应器与再生器之间实现循环,在生产的同时执行反应和再生操作。此外,这种流动特性也可以通过固体颗粒携走大量的反应热。
③压降低
与同定床相比,同样颗粒的粒度和表观流化气速相同时,催化剂颗粒在悬浮状态下的压降耍低很多。
流化床反应器的缺陷如下:
①返混严重
流化床反应器中颗粒的流动更接近全混流,气体又容易发生“旁路”现象,所以与固定床反应器相比,其中反映物的转化率比较低,对催化剂的选择性也有影响,容易有反应物由于停留时间过长或过短而导致过度反应和反应不充分的现象。
②对催化剂颗粒要求严格
为了达到催化剂颗粒的悬浮状态,对制作流化床反应器的催化剂颗粒的粒度和粒度分布都有一定的耍求。一般来说,粒径小于3X104m或大于3X10_3m的颗粒都由于无法流化而无法采用。
③易造成催化剂损失
流化床反应器中,催化剂颗粒之间互相接触碰撞,会对催化剂造成机械损失,加速催化剂老化失活。在生产中,还会有部分催化剂随着气相反应产物流出反应器,造成催化剂损失,同时还会对下游的分离工艺造成影响,增加分离设备投资。
反应器选型
反应器的形式是由反应过程的基本特征决定的,本反应的原料以气相进入反应器,在高温低压下进行反应,故属于气固相反应过程。气固相反应过程使用的反应器,根催化剂床层的形式可分为固定床反应器、流化床反应器和移动床反应器。
(1)固定床反应器
固定床反应器又称填充床反应器,催化剂颗粒装填在反应器中,呈静止状态,是化工生产中最重要的气固反应器之一,广泛应用于合成氨、甲醇合成、甲苯合成和催化重整等化工流程。
固定床反应器的优点有:
①返混小。固定床反应器的催化剂床层内反应流股的流动接近于平推流,与其他反应器相比几乎不存在返混,故可以有效地避免过度反应和反应不足,保证了反应产品收率,提高反应速率,完成同样的生产能力时所需的催化剂用量和反应器容积都较小。
②催化剂机械损耗小固定床反应器中催化剂排列致密,形成固定床层,催化剂颗粒之间不存在相对移动,使催化剂颗粒间的机械能损失达到最小化。
③便于控制固定床反应器中的催化剂以固定床层的形式固定在反应器中,因此可以严格控制反应原料的停留时间,特别有利于提高反应的选择性与转化率。
固定床反应器的缺点如下:
①传热差,容易飞温固定床反应器中,催化剂颗粒紧密堆砌,以固定床层的形式装填在反应器中,传热形式以热传导为主,导致反应器床层传热效果较差,对于强放热反应,如果不能及时移走反应产生的大量反应热,就会很难控制反应的热点,从而导致飞温,产生严重后果。
②催化剂更换困难固定床反应器的催化剂床层由固定圈固定,两端使用瓷球填充,更换催化剂的时候必须停产,将反应器卸下,更换麻烦,并影响生产,不适用于容易失活的催化剂。
(2)流化床反应器
流化床反应器,又称沸腾床反应器。反应器中气相原料以一定速度通过催化剂颗粒层,使颗粒处于悬浮状态,并进行气固相反应。流态化技术在工业上最早应用于化学反应过程。到20世纪40年代,催化裂化(FCC)实现工业化后,流化床反应器在工业上的应用得到了迅速发展,目前已广泛应用在催化裂化、费托合成等工业流程中,成为化移动床反应器是一种新型固定床反应器,其中催化剂从反应器顶部连续加入,并在反应过程中缓慢下移,最后从反应器底部卸出。反应原料气则从反应器底部进入,反应产物由反应器顶部输出。在移动床反应器中,催化剂颗粒之间没有相对移动,但是整体缓慢下降,是一种移动着的固定床,故得名。
时至今日,移动床反应器已经广泛应用于煤气化工艺。与固定床反应器和流化床反应器相比,移动床反应器的优点有:
1.
反应器中固体和流体的停留时间改变范围比较大;
2.
由于反应器中物料流动接近活塞流,故可以避免返混现象。
但是为了控制催化剂的均匀下降,需要比较复杂的机械设计,而且移动床反应器也具有固定床反应器的一些缺点,比如传热效率差等。本项目的反应属于低放热反应,物料温升不到10°C,而且催化剂在小试时曾连续运行1000小时不发生失活,所以为了最大限度的发挥催化剂高选择性和高转化率的优势、减小催化剂损失,流程的反应器采用技术最成熟的固定床反应器。
预分离部分设计
根据2.1节确定的反应流程模拟,可得到反应产物,其中包含苯、甲苯、对二甲苯、甲烷、水、氢气等,其组成及物性状态见表2.4
由上可知,反应器出口产物中,主要是水、氢两种载气,其余少量为有机物。有机物中主要是苯、甲苯、二甲苯、少量的重沸物和轻烯烃。其中氢气和水如果能够分离出来,可以循环利用。产物中水溶性物质甲醇所剩无几,不凝性气体如甲烷、乙烯等含量也较少,可尝试通过闪蒸和倾析分层方式分离氢气和水。剩余苯、甲苯、二甲苯和重沸物,考虑到C8异构体之间沸点十分接近,导致相对挥发度很小,分离十分困难,普通精馏等分离方式无法得到纯的对二甲苯产品,故可先通过精馏将二甲苯与甲苯分离开,再通过后续分离手段得到纯对二甲苯产品。
载气分离
闪蒸
将热溶液的压力降低到低于溶液温度下的饱和压力,这时溶液中的轻组分会在压力降低的瞬间汽化,这种操作叫做闪蒸。
反应器产物中轻组分为氢气和甲烷等轻烯烃,通过闪蒸操作可以将闪蒸进料中的气相分离,同时可以令液相中的大部分轻组分析出,从而回收绝大部分的氢气。
倾析器
倾析是指在重力或离心力作用下,使悬浮液中含有的固体颗粒或者乳浊液中的液相粒子下沉,从而从液相中分离不溶颗粒,得到澄清液的操作。
经过闪蒸后的液相中,主要含有水和甲苯、苯、二甲苯、三甲苯等有机物,水与其它组分互不相溶,在倾析器中停留一段时间后,会自动分层,得到纯度较高的水。
闪蒸和倾析的产物都是在一定压力与温度下得到的平衡气液相和水油相。载气分离的目的在干得到纯度在允许范围内的水和氢,所以为了达到此目的,需耍找到最优的操作温度与操作压力。HYSYS中包含三相分离器模块,以反应产物为进料,经冷却器降温,通过对不同操作条件下得到的结果进行模拟分析,确定最适操作条件。
(1)操作温度
根据模拟可知,反应产物的露点为111.3°C,河南永胜能源有限公司能提供的低温冷公用工程为5°C冷水,一般换热器设计,冷热流股温差都在10°C?20°C,取20°C温差,则反应产物可被冷却的最低温度为25°C。将闪蒸压力定为300kPa,以20°C为步长,得到不同操作温度下的三相主要组成见表2.5:
通过分析可知,随着温度下降,气相中的氢纯度不断增加,分离出的水纯度一直在
99.99%以上,油相中甲苯的纯度也一直提升,而二甲苯纯度在温度从31.3°C降至25°C
的过程中稍有下降,但鉴于25°C下甲苯回收率较高(31.3
C时为83.8°/。,25°C时为88.0%),故选择25
°C作为最终冷却温度。
(2)操作压力
为了确定操作压力,在HYSYS中建立二相分离器模型,以25°C为闪蒸温度,闪蒸
压力从300kPa开始,以50kPa为步长,逐步减压,并对结果进行分析。不同操作压力
下的三相组成见表2.6:
通过分析可知,随着压力下降,气相中甲苯、对二甲苯等重组分增加,导致两者浪费同时降低氢气纯度?,油相中甲苯含量持续下降,对二甲苯含量有所上升,但是二者的回收率却同时降低,可见油相中对二甲苯含量的上升是其余组分的减少造成的,并非提升了对二甲苯的回收率;水相的组成一直保持在99.99%以上,压力对其影响不大。
综上所述,可知闪蒸压力应尽量高些,考虑到实际生产的流程压降,取操作压力为250kPa。
甲苯分离经过闪蒸和倾析操作,反应器出口产物中的水和氢气已经基本除净,得到以甲苯和对二甲苯为主的油相,具体信息见表2.7。
为得到较纯净的C8异构体(主要是二甲苯异构体)和能够作为原料循环使用的甲苯,需要对油相进行进一步的分离,将甲苯、二甲苯异构体、轻组分三者分开。经模拟可知,在操作压力下,甲苯沸点为154°C,二甲苯的沸点分别为对二甲苯184.2°C、间二甲苯184.8°C、邻二甲苯190.7°C,可见甲苯沸点与二甲苯沸点相差较大,故可以通过精馏操作实现分离目的。精馏是分离互溶液体混合物最常用的办法,也是化学工业中能耗最大的操作。液体均具有吸热挥发,进而成为蒸汽的能力,但是不同液体的挥发性各不相同,精馏就是利用这一点使混合物中的不同组分分离开来。
精馏技术比较成熟,容易实现不同物系混合物不同程度的分离,同时也容易得到完成分离所需的设备、能源及过程控制方法,故分离混合物时一般优先考虑精馏。
2）
清洁生产技术的应用；
3）
能量集成与节能技术的应用；
1对二甲苯装置的能耗构成
对二甲苯装置一般由歧化及烷基转移、二甲苯精馏、吸附分离和异构化4个单元组成。典型的对二甲苯装置设计能耗构成见表1。从表l可以看出,虽然由于各典型对二甲苯装置的能量供应方案不同,其主要能耗构成情况不尽相同,但普遍具有如下特点:①燃料消耗在对二甲苯装置总能耗中所占比例最大,一般为60%一80%;②燃料、电和蒸汽的消耗基本相当于整个对二甲苯装置的能耗,其余消耗基本可忽略不计。从以上的对比分析可以看出:对二甲苯装置节能降耗的主要思路应该是通过优化工艺方案、热集成和热联合以及其它设计优化途径,有效地降低装置的燃料、电和蒸汽消耗,从而达到大幅节能降耗的目的。
4）
工艺流程计算机仿真设计；
5）
绘制物料流程图和带控制点工艺流程图；
6）
编制物料及热量平衡计算书。
3、
设备选型及典型设备设计
1）
典型非标设备——精馏塔/吸收塔的工艺设计，编制计算说明书；
2）
典型标准设备——换热器的选型设计，编制计算说明书；
3）
其他重要设备的设计及选型说明；
4）
编制设备一览表。
4、
车间设备布置设计
选择至少一个主要工艺车间，进行车间布置设计，鼓励运用三维设计工具软
件进行车间布置和配管设计。
1）
车间布置设计；
2）
主要工艺管道配管设计；
3）
绘制车间平面布置图；
4）
绘制车间立面布置图。
5、
工厂总体布置设计
1）
对主要工艺车间、辅助车间、原料及产品储罐区、中心控制室、分析
化验室、行政管理及生活等辅助用房、设备检修区、三废处理区、工
厂内部道路等进行合理的布置，并对方案进行必要的说明；
2）
工厂布置设计；
3）
绘制工厂平面布置总图；
4）
鼓励运用三维设计工具软件进行工厂布置设计。
6、
经济分析与评价基础数据
根据调研获得的经济数据(可以参考以下价格数据)对设计方案进行经济分析
与评价：
1）
304
不锈钢设备：30000
元/吨；
2）
中低压（≤
4
MPa）碳钢设备：10000
元/吨；
3）
高压碳钢设备价格：13000
元/吨；
4）
其它特殊不锈钢按实际定价；
5）
低压蒸汽(0.8MPa)：200
元/吨；
6）
中压蒸汽（4MPa）：230
元/吨；
7）
电：0.7
元/千瓦时；
8）
工艺软水：10
元/吨；
9）
冷却水：0.5
元/吨；
10）
污水处理费：3.0
元/吨
(COD<500)；
11）
人工成本：每人
6500
元/月（包括五险一金）
7、
应提交的作品材料
1）
项目可行性报告；
2）
初步设计说明书（包括设备一览表、物料平衡表等各种相关表格）
；
3）
典型设备（标准设备和非标设备）设计计算说明书（若采用相关专业
软件进行设备计算和分析，则提供计算结果和源程序）
；
4）
PFD
和
PID
图（可以分多张
A3
图绘制）
；
5）
车间设备平立面布置图；
6）
分厂平面布置总图（可以补充提供三维视图）
；
7）
主要设备工艺条件图；
8）
工艺流程的模拟及流程优化计算软件；
9）
若进行能量集成与节能技术运用，则提供相关的结果（若采用专业软
件计算，则提供相关软件的源程序）
；
10）
若采用专业软件进行过程成本的估算和经济分析评价，则提供相关的
软件源程序。
注：设计说明书均要求用
MS-Word
编辑，保存为
DOC
和
格式；图纸用
AutoCAD
绘制，保存为
AutoCAD
2004
格式和
格式。