年产20万吨PX装置工艺设计论文

　1

　绪论

　1.1

　PX 的性质及用途 1.1.1

　PX 的性质 a) 对二甲苯的物理性质

　无色透明液体，具有芳香气味。比重 0.861，熔点 13.2℃，沸点 138.5℃，闪点 25℃，能与乙醇、乙醚、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）。

　b) 对二甲苯的化学性质

　 （1）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。与其他氧化剂的作用和邻二甲苯类似。对二甲苯在碳酸钠水溶液和空气存在下，于250℃，6 MPa 下生成对甲基苯甲酸、对苯二甲酸、乙醛。用钴盐作催化剂，120℃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、2，6-二甲基蒽。

　（2）稳定性：稳定 （3）禁配物：强氧化剂、酸类、卤素等 （4）聚合危害：不聚合 （5）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基苯甲酸，继续氧化生成对苯二甲酸；用酸性高锰酸钾也能将甲基氧化成羧基。甲基上的氢原子能被卤素取代。

　1.1.2

　对二甲苯的用途 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，就不能生产高品质的汽油。PX

　为基础有机化工原料之一，主要生产对苯二甲酸（PTA）及对苯二甲酸二甲酯（DMT），分别占 PX 消费量的 80%和 12%左右，这两种单体又是生产聚酯纤维和聚酯塑料的原料。全球产量的 98%左右用于生产聚酯 [3] 。聚酯的绝大部分用于生产涤纶，涤纶是目前生产和消费最多的化纤品。我国是化纤大国，合成纤维生产需要大量 PX [5] 。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、染料以及溶剂等领域有广泛的用途 [4] 。对二甲苯系列产品关系如图 1-1。对二甲苯的广泛用途使它长期处于供不应求状态，所以，PX 装臵的建设还有很大的空间。

　 图 1.1 对二甲苯系列产品关系图 1.2

　PX 产业的国内外发展现状 1.2.1

　PX 产业的国内现状 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，进而又拉动了 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 [6] 。2012 年，世界 PX 的装臵生产能力约 4000 万吨/年，70%以上的装臵在亚洲地区，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最大的生产集团，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 2012 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 [7] 。

　1.2.2

　PX 产业的国外现状 北美地区的新建 PX 装臵主要集中在美国，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 装臵，用于生产 PTA 的 PX 比例也将进一步增长 [8] 。在欧洲对二甲苯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臵的问题以及亚洲新对苯二甲酸生产装臵的建成投产，使得世界对二甲苯供应紧张价格上涨。2002 年由于有 200 多万吨/年的对苯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/年的对苯二甲酸生产装臵建成投产，使得亚洲地区的对二甲苯供应紧张。

　1.3

　 PX 的主要生产工艺 1.3.1 甲苯歧化和烷基转移 甲苯歧化反应是甲苯经过歧化反应生成苯和二甲苯。烷基转移反应是指苯与 C 9 、C 10芳烃之间的烷基转移反应。该工艺的特点是将产量相对过剩的甲苯和或价值相对较低的C 9 、C 10 转化成苯和二甲苯，是工业上增产 PX 的主要手段。代表性的工艺有 Mobil 公司的 MSTD 工艺、UOP 公司的 Tatoray 工艺、IEP/Mobil 公司的 Tranplus 工艺等。甲苯歧化工艺技术主要取决于催化剂，目前甲苯歧化工艺方法主要有 Xylcne-Plus 法（常压气相不临氢工艺）、Tatoray 法（加压气相临氢工艺法）、LTDP（低温加氢液相不临氢工艺）

　及 MTDP 法（气相加压不临氢工艺）等。

　1.3.2 二甲苯异构化 从催化重整油和裂解汽油中获得的 C 8 芳烃，对二甲苯含量仅为混合二甲苯质量的25%左右，且乙苯所占比例较大，为最大限度地生产对二甲苯，需将 C8 芳烃进行异构化反应生成对二甲苯 [1] 。典型的工艺有：东丽公司的 Isolene(II)工艺、UOP 公司的 Isomer工艺、Engelhard 公司的 Octafining 工艺、Mobil 公司的 MHAI 工艺等。其中 MHAI 工艺采用活性高、选择性好、操作条件温和、催化剂结焦速率慢、运转周期长再生性能好的分子筛催化剂，能使乙苯转化率达 60%～70%，二甲苯损耗率则可降低至 1.8%，非芳烃转化率达 20%，二甲苯的选择性达平衡值的 102%。

　1.3.3 甲苯甲醇烷基化 甲苯甲醇烷基化合成对二甲苯是一条增产对二甲苯的新的工艺路线，为甲苯转化和C1资源利用提供了新的途径 [1] 。该技术主要采用了一种能提高甲苯甲醇烷基化反应选择性的催化剂 [9] 。该催化为含氧化物改性剂并经苛刻蒸汽处理的ZSM.5沸石催化剂 [10] 。几种典型的甲苯甲醇烷基化技术见表1-1：

　 表 1.1 几种典型的甲苯甲醇烷基化技术比较 项目 ExxonMobil GTC 大连化物所 反应温度/℃ 600 400～450 400～500 压力/MPa 0.28 0.1～0.5 0.1 PX 的选择性，% 96.8 85 93～98 是否临氢 是 是 否 副产物 C5 以下烷烃 CO、CO2、氢气等 乙烯、丙烯

　催化剂寿命/a

　0.5～1 循环再生 反应器形式 固定床 固定床 流化床

　1.3.4

　混合二甲苯分离 a）低温结晶分离法

　混合二甲苯中对二甲苯的凝固点为13.3℃，邻二甲苯为-25.2℃，间二甲苯为-47.9℃，乙苯为-95.0℃，鉴于各组份间凝固点相差较大，因此可以应用冷冻结晶法分离生产对二甲苯。此法也是在分子筛吸附分离法出现前，分离对二甲苯的唯一实用方，法迄今为止仍为世界上许多装臵所采用 [2] 。

　结晶分离法一般由两段结晶过程组成。第一段结晶温度控制在低共熔温度(-62℃～-68℃)附近,以提高对二甲苯的回收率对二甲苯晶体的纯度为85%～90%；第二段结晶过程中将一段结晶粗产品熔融后控制结晶温度为20℃～10℃，进行重结晶以提高产品的纯度，可获得纯度大于98%的对二甲苯 [2] 。二次结晶产品以甲苯洗涤可以脱除对二甲苯晶粒间夹杂的位和对位异构体晶体，熔化后经精馏塔脱甲苯得到的对二甲苯产品的纯度可达99.8%，大大提高了产品的纯度。

　根据结晶方式制冷方式和液固分离手段，结晶分离法可以分为Chevron法、Krupp法、Amoco法、Arco法和丸善法等 。

　b）氟化氢三氟化硼抽提法 该方法生产过程是：先使氟化氢三氟化硼与混合二甲苯中的间二甲苯形成络合物，然后于0℃～10℃经过连续多级萃取后，间二甲苯便与其它芳烃分离，得到的络合物经过加热到40℃～70℃分解，可得到含量99.5%以上的间二甲苯。氟化氢三氟化硼循环使用，它也是一种异构化催化剂，在常压情况和100℃的条件下，能使间二甲苯异构化。

　从抽余油中再用一般精馏方法分离乙苯、对二甲苯和邻二甲苯。国内正在进一步研究中。

　c）吸附-结晶集成分离技术 吸附-结晶集成法由吸附和结晶两个工艺过程组成 [2] 。混合二甲苯原料首先经蒸馏塔脱除原料中混杂的石蜡和萘等C 9 以上芳烃后，送入选择性吸附/脱附装臵。在选择性吸附/脱附单元中，无论采用对间二甲苯和邻二甲苯有强吸附作用的吸附剂或是对对二甲苯有强吸附能力的吸附剂,经脱附操作后都可得到一个富集对二甲苯的馏分1和另一个富集邻位和间位二甲苯的组份2，馏分1中对二甲苯质量分数一般介于20%～95%之间；组份中对二甲苯的质量分数一般小于3%。馏分经过精馏塔分离脱附剂(如甲苯)后，送入结晶装臵。馏分2中除含有邻二甲苯、对二甲苯和乙苯外，还含有甲苯，经过精馏塔分离甲苯后，送入加氢异构化装臵反应，得到热力学平衡组成的对位、邻位、间位二甲苯和乙苯以及少量的C 1 ～C 5 馏分。加氢异构化产物经过精馏塔脱除低分子的C 1 ～C 5 5馏分，与新鲜原料混合，后再送入选择吸附/脱附装臵结晶装臵。一般由单个或两段结晶单元组成。单个结晶器的操作温度一般为-10℃～0℃；得到高纯度的对二甲苯。

　吸附-结晶集成法充分利用吸附和结晶分离技术各自的优点，即利用吸附操作提高对二甲苯的回收率，利用结晶技术提高产品的纯度。对二甲苯的回收率达到90%以上，纯度达到99.9%以上。

　2

　PX 的工艺流程 2.1

　生产方法 本课题采用甲苯甲醇烷基化法生产PX，在ZSM-5催化剂作用下甲苯与甲醇反应，直接生成对二甲苯。其过程可分为对二甲苯的合成和合成产物的分离，来得到纯度高的对二甲苯。

　甲苯甲醇烷基化反应的原料之一是甲醇，所以在甲醇与甲苯烷基化生成PX的同时, 总会伴有甲醇脱水转化为碳氢化合物的副反应 [11] 。大连化物所采用改性的沸石分子筛作为催化剂,利用沸石分子筛的择形催化作用,高选择性地制取PX，反应产物中PX 在二甲苯异构体中的选择性可以达到93%～98%，同时原料中的甲醇可以联产乙烯和丙烯 [12] 。乙烯是生产精对苯二甲酸( PTA )的原料之一，而目前乙烯主要来源于石脑油裂解。该技术的应用无疑将增加乙烯的生产途径,同时该反应系统不需要临氢操作, 可以节省相应的工艺及设备。因此,甲苯甲醇烷基化制取PX并联产低碳烯烃技术达到了在一个反应过程中、一种催化剂上高选择性地生产PX 和乙烯的目的 [13] 。另外，该工艺最具吸引力的特点是PX收率要比传统的甲苯择形歧化工艺高一倍,且具有许多优点: 每生产1tPX 产品所需的甲苯可由甲苯择形歧化法的约2.8t下降到1.0t；原料甲醇价格比较便宜；苯的产量可以忽略。因此, 甲苯甲醇选择性烷基化生产PX 工艺路线将是未来最经济、最为可行的PX 生产技术路线。

　2.2 工艺说明

　2.2.1

　工艺流程图

　 图 2.1 甲苯甲醇烷基化工艺流程图

　2.2.2

　工艺流程简述 甲苯与原料甲醇以及循环回来的甲醇混合后进入换热器（E101）将原料混合物加热到反应最佳操作温度 460℃，进入甲苯甲醇烷基化反应器 1 和反应器 2 （R101~2）在 ZSM-5沸石催化剂下进行反应。反应完后的混合气体经过换热后进入气液分离器（V101）分离烯烃和芳烃。分离出来的芳烃进入层析器（V102）进行油水两相分离，分离出来的油相进入 PX 精馏塔（T101）进行甲苯和二甲苯的分离，因甲苯甲醇烷基化 PX 选择性很高，可直接经精馏塔分离出纯度高达 96.5%的 PX 产品，塔顶采用部分冷凝器，少部分的气体至回收系统，大部分冷凝液循环回一段反应器和二段反应器。经层析器（V102）分离出来的水相进入甲醇塔（T102），分离出来的未反应完的甲醇循环至一段反应器之前，塔底为工业废水。

　甲苯甲醇烷基化反应甲苯的转化率 33.7%，而甲醇的转化率高达 97.8%，其中 PX 选

　择性高达 96.8%。介于甲苯的单程转化率低，我们采用两个反应器串联来提高甲苯的总的转化率和降低反应器的体积。因为甲醇的转化率很高，多余的甲苯基本转化成低碳烯烃，如果有大量的低碳烯烃产生，将会产生大量的废水。为控制低碳烯烃的大量产生，我们选择在第二段反应器进口之前补充甲醇和甲苯。同时，经过甲苯甲醇烷基化一段反应过后混合气体中 C 8 组分增多，稀释了甲苯和甲醇的分压，降低反应速率。所以，在二段反应器进口补充的甲醇量比最初的甲醇进料量多，从而提高甲醇的分率，从而可以保证甲苯的最大转化率。

　2.2.3

　有关化学方程式 a）甲苯自身转化反应（副反应）

　2 1 22 2 3 b）甲醇自身反应（副反应）

　CH 3 OH 2 H 2 O CH 3 OCH 32CH 3 OH 2 H 2 OC 2 H 4 2CH 3 OH H 2 O C 3 H 63CH 3 OHH 2 O C 4 H 834 44567 c）甲苯甲醇烷基化反应（主反应）

　CH 3 OH H 2 O8 CH 3 OH H 2 O 9 CH 3 OH H 2 O 10

　表 2.1 甲苯自身各反应的 lgK P θ 与温度的关系 反应 温度/K 3

　1000 （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，甲苯自身的歧化反应平衡常数很小，且温度对平衡常数的影响较小，所以在本项目当中，忽略甲苯自身的歧化反应。

　表 2.2 甲醇自身各反应的 lgK P θ 与温度的关系 反应 温度/K 3

　1000 （4）

　2.87 1.29 0.68 0.36 0.25 （5）

　11.19 9.28 8.58 8.20 8.07 （6）

　23.64 16.72 13.93 12.40 11.87 （7）

　33.66 22.53 18.02 15.55 14.70

　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，本项目甲醇甲苯甲基化工段仅考虑甲醇甲苯烷基化、甲醇脱水生成乙烯、丙烯和丁烯反应。其他副反应在模拟中不予以体现。

　表 2.3 甲醇甲苯烷基化反应的 lgK P θ 与温度的关系 反应 温度/K 3

　1000 （8）

　11.66 6.65 4.55 3.38 2.97

　（9）

　11.49 6.59 4.57 3.45 3.06 （10）

　12.06 7.00 4.90 3.73 3.32

　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，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，本项目甲苯甲醇烷基化反应器操作温度定为 460℃。

　2.2.4

　采用的催化剂

　 本工艺反应器中甲苯甲醇烷基化反应在选用催化剂时，就需保障甲苯高效转化效果，通过查阅相关文献，其反应条件如下：

　表 2.4 甲苯烷基化

　 3

　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，废物的排出量，确定原材料的消耗与定额，确定各物流的流量、组成和状态。在化学工程中，设计或改造工艺流程和设备，了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操作条件等都要进行物料衡算。而且，化学反应条件 甲苯烷基化 催化剂 ZSM-5 反应温度 460℃ 反应压力 0.1Mpa 重时空速 1h -1

　甲苯甲醇摩尔比 4:1

　工程的开发与放大都以物料衡算为基础。因此，进行物料衡算是非常必要的，具有非常重要的指导意义。

　对一般的体系而言，物料分布均可表示为：

　∑(物料的累积率)=∑(物料进入率)-∑(物料流出率)+∑(反应生成率)-∑(反应消耗率) 特别地，当系统没有化学反应时，则可简化为：

　∑(物料的累积率)=∑(物料进入率)-∑(物料流出率) 在稳定状态下有：

　∑(物料进入率)=∑(物料流出率) 化工流程模拟软件 ASPEN PLUS 广泛应用于化工过程的物料衡算和热量衡算，该设计就利用 ASPEN PLUS 进行流程模拟，得出物料衡算表。

　3.1

　搜集计算数据 查阅资料，收集数据，确定计算输入条件。这些数据包括：

　表 3.1 原料及辅助原料规格及用量一览表 序号 原料 规格 万吨/年 1 甲醇 99.9% 4.64 2 甲苯 99.5% 14.18 5 ZSM-5 催化剂 — 26.133

　表 3.2 产品对二甲苯规格 组分 质量流率/（kg/h）

　质量分数 苯 0.61 15ppm 甲苯 0.11 3ppm OX 1.18 27ppm MX 1.42 35ppm PX 40046.38 96.5% 重芳烃 0.41 10ppm 产品规格 优等品

　国内价格预期/（元/吨）

　7130 产量/（万吨/年）

　20

　表 3.3 生产规模、时间和甲苯、甲醇转化率 生产规模 年产 20 万吨对二甲苯 生产时间 300×24=7200h 甲苯的转化率 33.7% 甲醇的转化率 97.8% PX 选择性 96.8% 产品纯度 96.5% 3.2

　单元系统物料衡算 利用 ASPEN PLUS 建立流程如图 3.1，输入搜集数据，进行模拟运算，得出物料衡算结果。

　 图 3.1 甲苯甲醇烷基化流程图

　3.2.1

　甲苯甲醇烷基化反应器 1

　流入物流 流出物流 Temperature C 460 460 Pressure MPa 0.1 0.1 Vapor Frac 1 1 Mole Flow kmol/hr 618.6610 677.1058 Mass Flow kg/hr 30785.55 30785.55 Volume Flow cum/sec 10.45407 10.93489

　Enthalpy

　Gcal/hr -12.12527 -13.73461 Mass Flow kg/hr

　 C 6 H 6

　8.8E+01 8.8E+02 C 7 H 8

　1.97E+04 13080.43 EB 51.4296 51.4296 OX 2.139568 47.60472 MX 32.67278 214.5335 PX 978.811 8412.367 C 9 H 12

　0.002574 0.002574 C 10 H 14

　2.91E-08 2.91E-08 H 2

　0 0 CH 4

　0 0 CH 3 OH 4633.585 1805.381 C 2 H 4

　0 478.7858 C 3 H 6

　0 309.8026 H 2 O 3469.679 5071.852 C 4 H 8

　0 225.3110 PDEB 0 0 Mass Frac

　 C 6 H 6

　0.001040 0.001040 C 7 H 8

　0.2330380 0.154505 EB 0.0006076 0.0006076 OX 2.53E-05 0.001546 MX 0.0003858 0.002534 PX 0.0115614 0.099366 C 9 H 12

　3.04E-08 3.04E-08 C 10 H 14

　3.43E-13 3.43E-13 H 2

　0 0 CH 4

　0 0 CH 3 OH 0.075993 0.021325 C 2 H 4

　0 0.005655 C 3 H 6

　0 0.003659 H 2 O 0.040983 0.07172 C 4 H 8

　0 0.002661 PDEB 0 0

　3.2.2

　甲苯甲醇烷基化反应器 2

　流入物流 流出物流 Temperature C 460.0032 490 Pressure MPa 0.1 0.1 Vapor Frac 1 1 Mole Flow kmol/hr 848.1727 869.716

　Mass Flow kg/hr 39689.09 39689.09 Volume Flow cum/sec 14.33420 15.30415 Enthalpy

　Gcal/hr -19.2568 -19.7428 Mass Flow kg/hr

　 C 6 H 6

　3.41E+02 3.41E+02 C 7 H 8

　4.52E+04 31178.66 EB 55.6214 55.62145 OX 47.7021 85.56785 MX 222.1076 373.5705 PX 8823.661 14503.52 C 9 H 12

　0.002573 0.002573 C 10 H 14

　7.98E-08 7.98E-08 H 2

　0 0 CH 4

　0 0 CH 3 OH 6845.905 3431.521 C 2 H 4

　478.7858 898.3498 C 3 H 6

　309.8026 519.5847 H 2 O 6124.894 8044.585 C 4 H 8

　225.3109 315.2175 PDEB 0 0 Mass Frac

　 C 6 H 6

　0.0011349 0.001134 C 7 H 8

　0.1505469 0.103877 EB 0.0005094 0.0005094 OX 0.0004363 0.000784 MX 0.0020349 0.0034225 PX 0.0808436 0.1328829 C 9 H 12

　6.48E-08 6.48E-08 C 10 H 14

　7.31E-13 0 7.31E-13 H 2

　0 CH 4

　0 0 CH 3 OH 0.062722 0.03144 C 2 H 4

　0.004386 0.008230 C 3 H 6

　0.0028385 0.00476 H 2 O 0.056117 0.073705 C 4 H 8

　0.002064 0.002888 PDEB 0 0

　3.2.3

　气液分离器

　流入物流 1 流出物流 1 流出物流 2 Temperature C 50 50 50 Pressure MPa 0.1 0.1 0.1

　Vapor Frac 0.092567 1 0 Mole Flow kmol/hr 869.7163 49.9878 819.7283 Mass Flow kg/hr 39689.09 1733.152 37955.96 Volume Flow cum/sec 0.605577 0.370156 0.01191 Enthalpy

　Gcal/hr -34.56850 0.476231 -35.3340 Mass Flow kg/hr

　C 6 H 6

　124 0 123.8639 C 7 H 8

　11345.454 0 11345.45 EB 55.621454 0 55.62145 OX 85.567854 0 85.567854 MX 373.57054 0 373.57054 PX 14503.52 0 14503.52 C 9 H 12

　0.0025738 0 0.0025738 C 10 H 14

　7.98E-08 0.00E+00 7.98E-08 H 2

　0 0 0 CH 4

　0 0 0 CH 3 OH 3431.521 0 3431.521 C 2 H 4

　898.3498 898.3498 0 C 3 H 6

　519.5847 519.5847 0 H 2 O 8044.585 0 8044.585 C 4 H 8

　315.2175 315.2175 0 PDEB 0 0 0 Mass Frac

　C 6 H 6

　0.0011349 0 0.001186 C 7 H 8

　0.1038774 0 0.108620 EB 0.0005094 0 0.0005327 OX 0.0007854 0 0.0008196 MX 0.0034225 0 0.0035789 PX 0.1328829 0 0.1389509 C 9 H 12

　2.35E-08 0.00E+00 6.78E-08 C 10 H 14

　2.65E-13 0.00E+00 7.65E-13 H 2

　0 0 0 CH 4

　0 0 0 CH 3 OH 0.03144 0 0.0328756 C 2 H 4

　0.0082309 0.1884847 0 C 3 H 6

　0.0047603 0.1090152 0 H 2 O 0.0737054 0 0.0770709 C 4 H 8

　0.002888 0.06613636 0 PDEB 0 0 0

　3.2.4

　层析器

　 流入物流 1 流出物流 1 流出物流 2 Temperature C 50 20 20 Pressure MPa 0.1 0.12 0.12 Vapor Frac 0 0 0 Mole Flow kmol/hr 819.7283 499.5138 320.2145 Mass Flow kg/hr 37955.96 9897.087 28058.84 Volume Flow cum/sec 0.011913 0.003391 0.008886 Enthalpy

　Gcal/hr -35.33407 -33.6304 -3.599170 Mass Flow kg/hr

　C 6 H 6

　124 0.007454 123.8564 C 7 H 8

　11345.45 0. .454 EB 55.62145 0.000002 55.621418 OX 85.56785 9.96E-06 85.567818 MX 373.5705 1.30E-05 373.57018 PX 14503.52 0. 3.512 C 9 H 12

　0.002573 2.76E-12 0.0025738 C 10 H 14

　2.90E-08 7.45E-19 2.90E-08 CH 3 OH 3431.521 2051.766 1379.7545 H 2 O 8044.585 7845.294 199.29141 Mass Frac

　C 6 H 6

　0.0011865 2.74E-07 0.0016050 C 7 H 8

　0.1086207 0.00000064 0.1469338 EB 0.0005327 1.01E-10 0.0007207 OX 0.0008181 3.67E-10 0.0011090 MX 0.0035789 4.8E-10 0.0048414 PX 0.138950 0.000000014 0.1879621 C 9 H 12

　2.4E-08 1.0E-16 3.33E-08 C 10 H 14

　2.78E-13 2.73E-23 3.74E-13 CH 3 OH 0.0328756 0.0753854 0.0178814 H 2 O 0.0770709 0.2882498 0.0025829

　3.2.5

　甲醇塔

　流入物流 1 流出物流 1 流出物流 2 Temperature C 80 79.08966 106.617 Pressure MPa 0.12 0.1 0.12 Vapor Frac 0 0 0 Mole Flow kmol/hr 499.5152 249.7569 249.7568 Mass Flow kg/hr 9897.087 5397.651 4499.418 Volume Flow cum/sec 0.003113 0.001781 0.0013716 Enthalpy

　Gcal/hr -33.0198 -16.1369 -16.7653 Mass Flow kg/hr

　C 6 H 6

　7.45E-03 7.45E-03 2.08E-54 C 7 H 8

　1.74E-02 0.017381 1.42E-68 EB 2.76E-06 2.76E-06 1.82E-83 OX 1.1E-05 1.1E-05 3.11E-77 MX 1.42E-05 1.42E-05 1.2E-83 PX 0.0003807 0.0003807 1.07E-83 C 9 H 12

　2.78E-12 1.02E-16 0 C 10 H 14

　1.32E-18 0.00E+00 0.00E+00 CH 3 OH 2051.763 2051.769 1.78E-10 H 2 O 7845.294 3.13E+03 4499.44 Mass Frac

　C 6 H 6

　2.36E-07 9.23E-07 1.68E-58 C 7 H 8

　1.76E-06 1.13E-06 1.15E-72 EB 2.79E-10 5.11E-10 4.05E-87 OX 1.01E-09 1.85E-09 6.91E-81 MX 1.32E-09 2.42E-09 1.71E-87 PX 1.25E-08 2.45E-08 2.64E-88 C 9 H 12

　2.80E-16 1.02E-20 0 C 10 H 14

　7.52E-23 0.00E+00 0 CH 3 OH 0.075385 3.80E-01 4.49E-14 H 2 O 0.288249 0.225408 0.363636

　3.2.6

　PX 精制塔

　流入物流 1 流出物流 1 流出物流 2 流出物流 3 Temperature C 85 81.5 81.5 145.0105 Pressure MPa 0.12 0.1 0.1 0.12 Vapor Frac 0 1 0 0 Mole Flow kmol/hr 320.2145 6.753610 18.46607 11.72222 Mass Flow kg/hr 28058.85 317.4397 14142.87 13598.53 Volume Flow cum/sec 0.009573 0.0542 0.00478 0.005052 Enthalpy

　Gcal/hr -2.81494 -0.21403 -2.19417 -0.000767 Mass Flow kg/hr

　 C 6 H 6

　3.41E+02 1.26E+01 3.28E+02 1.66E-11 C 7 H 8

　3.12E+04 460.7895 3.07E+04 0.056471 EB 1.53E+02 2.73E-01 3.84E+01 41.54931 OX 2.35E+02 4.71E-03 8.93E-01 85.24138 MX 1.03E+03 4.40E-01 6.94E+01 348.1632 PX 14503.51 9.021615 1.22E+03 13123.52 C 9 H 12

　7.08E-03 9.07E-12 2.62E-09 0.002574 C 10 H 14

　7.98E-08 2.61E-23 1.69E-20 7.98E-08 CH 3 OH 1379.755 3.12E+02 1366.149 0 H 2 O 5.48E+02 6.16E+01 4.86E+02 4.91E-19

　Mass Frac

　 C 6 H 6

　4.41E-03 1.45E-02 0.003066 4.45E-16 C 7 H 8

　4.04E-01 5.28E-01 0.287200 4.15E-06 EB 0.000721 3.13E-04 9.88E-04 0.00111 OX 0.001109 5.40E-06 2.30E-05 0.002279 MX 0.004841 0.000183 0.000649 0.00931 PX 0.187962 0.010334 9.69E-02 0.35093 C 9 H 12

　9.17E-08 1.04E-14 6.74E-14 1.89E-07 C 10 H 14

　1.03E-12 2.99E-26 4.34E-25 2.13E-12 CH 3 OH 4.92E-02 3.58E-01 8.95E-02 0 H 2 O 0.002582 0.02566 0.004548 1.31E-23 4

　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、蒸馏等；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量，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。能量衡算对于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。衡量化工产品能量消耗水平的指标是能耗，即制造单位质量（或单位体积）产品的能量消耗费用。能耗也是衡量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量利用率、降低能耗提供主要依据。

　物流焓的基准状态包括物流的基准压强、基准温度、基准相状态，热量衡算的文字表达式为：

　输入系统的能量=输出系统的能量+系统积累的能量 对于连续生产，系统积累的能量为 0，所以有 Q + W = ΣH out

　 - ΣH in

　Q——系统的换热量，即与加热剂或冷却剂的换热量 W——输入系统的机械能 ΣH in ——进入系统的物料的焓 ΣH out ——离开系统的物料的焓

　4.1

　单元设备热量衡算 在物料衡算的基础上，利用流程模拟软件 Aspen plus 进行热量衡算，结果如下：

　4.1.1

　甲苯甲醇烷基化反应器 1

　表 4.1 甲苯甲醇烷基化反应器 1 负荷计算表

　 Heating Duty Heat duty/kW -1871.682 Q= -1871.682kW 表 4.2 甲苯甲醇烷基化反应器 1 焓变计算表

　流入物流 流出物流 Temperature C 460 460 Pressure MPa 0.1 0.1 Vapor Frac 1 1 Mole Flow kmol/hr 618.6611 647.1058 Mass Flow kg/hr 30785.55 30785.55 Volume Flow cum/sec 10.45407 10.93489 Enthalpy

　Gcal/hr -12.1252 -13.7346 ΣH/kW -14101.69 -15973.36 表 4.3 甲苯甲醇烷基化反应器 1 能量平衡表 Q 总/kW W 总/kW ΣHin/kW ΣHout/kW Error -1871.682 0 -14101.69 -15973.36 3.48E-07

　4.1.2

　甲苯甲醇烷基化反应器 2

　表 4.4 甲苯甲醇烷基化反应器 2 负荷计算表

　 Heating Duty Heat duty/kW -565.1241 Q= -565.13kW 表 4.5 甲苯甲醇烷基化反应器 2 焓变计算表

　流入物流 流出物流

　Temperature C 460.0032 490 Pressure MPa 0.1 0.1 Vapor Frac 1 1 Mole Flow kmol/hr 848.172 869.716 Mass Flow kg/hr 39689.1 36689.1 Volume Flow cum/sec 14.33421 15.30414 Enthalpy

　Gcal/hr -19.0

　ΣH/kW -22395.74 -22960.88 表 4.6 甲苯甲醇烷基化反应器 2 能量平衡表 Q 总/kW W 总/kW ΣHin/kW ΣHout/kW Error -565.13 0 -22395.747 -22960.88 -1.49E-07

　4.1.3

　层析器 表 4.7 层析器负荷计算表

　 Heating Duty Heat duty/kW -2204.453 Q= -2204.454kW 表 4.8

　层析器焓变计算表

　流入物流 1 流出物流 1 流出物流 2 Temperature C 50 20 20 Pressure MPa 0.1 0.12 0.12 Vapor Frac 0 0 0 Mole Flow kmol/hr 819.7283 499.5138 320.2145 Mass Flow kg/hr 37955.96 9891.087 28058.85 Volume Flow cum/sec 0.011913 0.003392 0.008886 Enthalpy

　Gcal/hr -35.3341 -33.6314 -3.59917 ΣH/kW -41093.52 -39112.15 -4185.818 ΣH/kW -47808.62 -43297.99 表 4.9 层析器能量平衡表 Q 总/kW W 总/kW ΣHin/kW ΣHout/kW Error

　-2204.454 0 -47808.62 -43297.818 3.63E-01

　4.1.4

　甲醇塔

　 表 4.10 甲醇塔负荷计算表

　Condenser Reboiler Heat duty/kW -7226.239 7362.945 Q=1366.888kW 表 4.11 甲醇塔焓变计算表

　流入物流 1 流出物流 1 流出物流 2 Temperature C 80 79.08966 106.617 Pressure MPa 0.12 0.1 0.12 Vapor Frac 0 0 0 Mole Flow kmol/hr 63.15018 249.7569 249.7567 Mass Flow kg/hr 989.8145 5397.651 4499.44 Volume Flow cum/sec 0.003113 0.001781 0.001372 Enthalpy

　Gcal/hr -33.01964 -16.13695 -16.76538 ΣH/kW -38402.09 -18767.27 -19498.145 ΣH/kW -38402.09 -38265.41 表 4.12

　甲醇塔能量平衡表 Q 总/kW W 总/kW ΣHin/kW ΣHout/kW Error 1366.888 0 -39632.29 -38265.41 -1.16E-02

　4.1.5

　PX 精制塔

　表 4-13 PX 精制塔负荷计算表

　Condenser Reboiler Heat duty/kW -6777.146 7250.402 Q=1301.455kW 表 4.14 PX 精制塔焓变计算表

　流入物流 1 流出物流 1 流出物流 2 流出物流 3 Temperature C 85 81.5 81.5 145.0105 Pressure MPa 0.12 0.1 0.1 0.12 Vapor Frac 0 1 0 0 Mole Flow kmol/hr 320.2145 6.753611 18.46607 128.0858

　Mass Flow kg/hr 2806.12 317.4397 14142.87 13598.53 Volume Flow cum/sec 0.009585 0.054184 0.00478 0.005052 Enthalpy

　Gcal/hr -2.81494 -0.21308 -2.19417 -0.000767 ΣH/kW -3273.77 -247.812 -2551.82 -0.892338 ΣH/kW -3521.589 -2552.712 表 4.15 PX 精制塔能量平衡表 Q 总/kW W 总/kW ΣHin/kW ΣHout/kW Error 1301.455 0 -3854.167 -2552.712 5.13E-2 5

　设备选型及计算 5.1

　甲苯甲醇烷基化反应器 1 1 的工艺计算 通过前面动力学分析及查阅相关文献现确定以下设计基础数据：

　反应温度 T=460℃，反应压力 P =0.1MPa，甲苯，甲醇单釜质量空速取 1h -1 ；ZSM-5 催化剂堆积密度 ρ p =0.68g/cm 3 ，比表面积 S g =130m 2 /g,孔容 V g =0.4cm 3 /g,床层空隙率 ε=0.38； 根据 Aspen plus 软件模拟得到如下物性参数：

　反应条件下原料气的密度 ρ=0.239kg/m 3 ,粘度 μ=2.12×10 -5 Pa•s。

　由前面反应动力学分析可知，反应转化速率随转化率 X A 的增大而降低，即该反应符合正常动力学。

　5.1.1

　催化剂用量 根据

　 Gc=W1/τ

　 式中，Gc——催化剂质量，kg;

　W——原料处理量,kg/h;

　 1/τ—— 质量空速，h -1

　 将 W=W 甲醇 +W 甲苯 =4633.5+19700=24333.5kg/h, 1/τ=1h -1 代入上式，则有催化剂用量：

　 G c =24333.5kg

　5.1.2

　反应器 1 尺寸计算 由于催化剂床层堆积密度 ρ p =680kg/m 3 ，故催化剂床层体积：

　 V r =G c /ρ p =35.78m 3

　根据 《工业催化》 中规定，为了保证反应气流稳定，固定床反应器的长径比一般在 3~6 之间。此处我们选取反应器长径比为 4，反应器装填系数为 0.6，则：

　反应器体积

　 V=35.78/0.6=59.64m 3

　反应器直径

　 D= 334V=2.95m 反应器筒体高度

　H 0 =4×2.95=11.8m 封头选取标准椭圆形封头，根据 JB/T4746-2002 查得 封头公称直径：DN=3000mm; 封头直边高度：h 1 =50mm; 曲面高度：h 2 =1040mm。

　故反应器总高

　 H=11.8+(1.04+0.05)×2=12.98m 现将反应器直径圆整为 4m，反应器床层高度圆整为 13m。

　5.1.3

　反应器 1 压降校核 由于进入反应器的原料体积流量

　V 原料 =6.94m 3 /s

　根据 V原料 =πD 24 u 0

　代入数据，故有空床气速

　u 0 =1.02m/s

　（A）

　 根据反应器床层压降：

　-∆P=λ m Hd e

　ρu 0 22 (1-ε)ε 3

　 （B）

　式中，∆P——床层压降，Pa;

　 H——床高，m；

　 u0——空床气速，m/s;

　 ρ——气体密度，kg/m3；

　 ε——空隙率；

　 de——催化剂颗粒直径，m；

　 λm——摩擦系数。

　由于

　λ m = 150Re m

　+1.75

　并且有

　Re m =d e u 0 ρμ(1-ε)

　式中，μ——气体粘度，Pa•s。

　代入数据

　 =107.23

　(C) 故有

　λ m = 150Re m

　+1.75=3.15

　(D)

　将式 A,C,D 数据代入到式 B，得到催化剂床层压降为

　 =9187Pa=9.2kPa

　 由于

　-∆P

　≤

　 15% P= 45.6kPa 即床层压降低于总压力的 15%，表示反应器尺寸满足要求。

　5.1.4

　反应器壁厚 a)筒体壁厚 查阅 GB150-1998 得到 20R 号钢在 450℃，475℃时的钢板许用应力分别为 61 MPa 和41 MPa ，故通过内差法可求得在反应温度下的钢板许用应力[σ] t =53 MPa， 焊接接头系数 φ取 0.85,故有反应器的理论壁厚为：

　σ=P c D2[σ] t φ-P c

　=0.30399×40002×53×0.85-0.30399 =13.5mm 根据 GB150-1998 规定，取钢板负偏差 C1=0.8mm,腐蚀裕量 C2=2mm,则有反应器筒体名义厚度

　σ n =σ+C 1 +C 2 +∆=13.5+0.8+2+1.7=18mm 考虑到安全及实际操作情况，因此选用 σn=20mm b)椭圆形封头名义壁厚 对于标准椭圆形封头，其计算厚度按下式计算：

　σ=KPcD2[σ] t φ-0.5P c

　 式中，K 为形状系数，求解公式为

　由于 h i =4Di=1.0m

　 σ=KPcD2[σ] t φ-0.5P c

　=1.0×0.30399×40002×53×0.85-0.5×0.30399 =13.5mm 根据 GB150-1998 规定，取钢板负偏差 C 1 =0.8mm,腐蚀裕量 C 2 =2mm,则有反应器椭圆形封头名义厚度

　σ n =σ+C 1 +C 2 +∆=13.5+0.8+2+1.7=18mm 考虑到安全及实际操作情况，因此选用 σ n =20mm。

　校核

　4000×0.15%=6mm

　≤

　20mm 成立 即厚度满足工艺要求 5.1.5

　筒体法兰的设计 根据筒体内操作压力、温度和筒体直径，查《压力容器法兰分类和规格表》和《压

　力容器法兰分类与技术条件》（JB/T4700-2000），选带衬环的甲型平焊法兰，法兰材料为 16MnR 。查标准 JB/T4702-2000《乙型平焊法兰》，公称压力 PN=0.6MPa，公称直径DN=400mm，则法兰标记为：C-RF400-0.6JB/T4701-2000。

　图 5.1 乙型平焊法兰结构示意图 查标准《压力容器用缠绕垫片》（JB/T4705-2000），选用垫片为石棉或石墨填充带，标记为：垫片 400-0.6JB/T4705-2000。

　5.1.6

　螺栓根径和螺栓个数的设计 根据 GB150《钢制压力容器》设计，螺栓法兰的材料选择 Q235-A，其标准为 GB700，螺栓 24 个，直径 16mm。

　5.1.7

　人孔的设计 a)人孔 该固定床反应器内装催化剂，为了装卸催化剂并检查设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件等，设臵人孔。本反应器为固定床反应器，本设计决定采用常压人孔。操作压力小于 0.6MPa，根据标准 HG/T21514-2005 《钢制人孔和手孔的类型与技术条件》，选用常压人孔，其安装位臵灵活。固定床反应器为立式反应器，高度为 14 米，考虑到催化剂为单段填料，现在釜底和釜顶分别设臵两个人孔。

　 图 5.2 常压人孔简图

　查标准 HG/T21515-2005《常压人孔》，所选人孔标记为：

　人孔FS （A-NY400）450-0.6HG/T21515-2005。其公称直径为500mm；公称压力0.6MPa；密封面型式为平面；筒节、凸缘材料为 304L；垫片材料为石棉或石墨填充带；筒节高度为 130mm 。

　b)人孔补强确定 根据标准 JB/T4736-2002《补强圈》，该人孔可用补强圈补强。采用内坡口 型式、全焊透焊接，补强圈放在釜壁外单面补强。

　图 5.3

　D 型补强圈型式尺寸示意图（适用于壳体为内坡口的全焊透结构）

　所选人孔筒节内径为 500mm，外径为 516mm、壁厚为 8mm。补强圈材料采用 304L不锈钢，尺寸算确定如下：

　补强圈外径 D 2 =760mm，内径 D 1 =d 0 +9=516+9=525mm。根据补强圈的金属面积应大于或等于开孔减少的截面积，补强圈厚度按下式估算：

　δ δ补 =(d i +2σ 1 )×σ 2D 2 -D 1 = (500+2×8)×(18-0.8)760-525=37.7mm 其中：

　δ δ补 ——补强圈厚度，mm； δ δ 1 ——人孔筒节厚度，mm； δ δ 2 ——反应器器壁厚度（δ n =18mm）与腐蚀裕量（C 2 =0.8mm）之差， mm； d i ——人孔筒节内径，mm；

　圆整至标准值，壁厚取 38mm。

　5.1.8

　反应器支座设计 a) 择依据 裙式支座适用于高大型或重型立式容器的支承。裙座有圆筒形和圆锥形两种形式，通常采用圆筒型裙座。圆锥形裙座一般用于以下情况：1 塔径 D>1000mm，且 H/D≥30或 D≤1000，且 H/D≥25；2 基本风压 q≥0.5KN/m2 或地震烈度≥8 度时。圆锥形裙座的半锥角≤15°。

　b) 座开孔 1）排气孔 裙座顶部须开设 Φ80 的排气孔，以排放可能聚结在裙座与封头死区有害气体。

　2）排液孔 裙座底部须开设 Φ100 的排液孔，一般孔径 Φ50，中心高 50mm 的长圆孔。

　3）人孔 裙座上必须开设人孔，以方便检修；人孔为圆形，引出管通道孔考虑到子热膨胀，在支承筋与引出管之间应保留一定间隙。

　c) 座与塔体封头连接 裙座直接焊接在塔底封头上，可采用对接焊缝或搭接焊缝。在没有风载荷或地震载荷时，对接焊缝承受容器重量产生的压缩载荷，搭接焊缝则承受剪切载荷。相比而言，搭接焊缝受力情况较差，在一些小塔或受力较小的情况下采用。本设计选用对接焊缝。

　d) 座壳体过渡段 塔壳设计温度低于-20℃或高于 250℃时，裙座壳顶部分的材料应与塔下封头材料相同，选择 Q235-A，裙座壳体过渡段长度取 4 倍保温层厚度，但不小于 500mm。

　e) 座保护层 当塔内或周围容器内有易燃、易爆介质时，一旦发生火灾，裙式支座型式会因温度升高而丧失强度，故裙座应设防火层。当裙座 D≤1500mm 时，仅外面敷设防火层；当裙座 D>1500mm 时，两侧均敷设 50mm 石棉水泥层。当塔内操作温度很高，塔体与裙座的温度差引起不均匀热膨胀，会使裙座与塔底封头连接焊缝受力情况恶化，此时须对裙座加以保温。

　选用圆锥形裙座，裙座内径 1700，裙座壁厚 6mm，裙座高度 2m。两侧均敷设 50mm石棉水泥层。

　5.2 反应器 1 1 结果汇总 表 5.1 反应器 1 选型结果 名称 反应器 1 体积/ m3 反应器高/mm 59.64 13000 反应器直径/mm 29500 筒体壁厚/mm 20 筒体高度/m 12.8 封头直边高度/mm 50 封头曲边高度/mm 1040 封头公称直径/mm 3000

　5.3

　塔设备的工艺计算 5.2.1 塔盘设计 a) 塔径的计算 由于存在中间进料，所以需要对气液负荷较大的塔板进行设计，通过保证要求最高

　的塔板的分离效率，从而保证每块塔板都都能满足分离要求，在第 18 块到第 22 块塔板的气液相负荷较大。现以气相负荷最大的第 18 块塔板为例进行计算，其余塔板的计算与此相似：

　气液相的平均体积流量：

　Ls = 0.0960848 m 3 /s ，Vs = 15.96m 3 /s

　气液相的平均密度：ρ L

　=758.88144kg/m 3 ，ρ V

　= 4.002648 kg/m 3

　液相表面张力：

　 1) 初设板间距 H T =0.45m，板上液层高度 h L =0.1m，可求得液气动能参数：

　LsVs

　〃(ρ L

　ρ V

　)0.5 =0.082896 2) 确定负荷参数 由液气动能参数，H T ，h L 值查 Smith 关联图

　图 5.4 Smith 关联图 查得：

　C 20 =0.0833 在 δ=0.1732664N/m=173.2664mN/m 操作条件下校核得到校正的负荷系数为：

　C=C 20 ( δ20

　)0.2 =0.1036

　3) 确定空塔气速 最大空塔气速

　 umax =CVV L  =1.4227m/s 取空塔气速为 u=0.6u max =0.85362m/s 4) 初选塔径 D=uVs4=4.88033m 圆整塔径为 4.9，校核空塔气速有 实际空塔气速为：

　u= 4VsπD 2

　=0.8620m≈0.6u max

　故塔径选择合适。

　b) 溢流装臵 1) 堰长 对于双溢流一般 l w 为（0.5～0.7）D,则 l w =0.7D=3.43m 2) 堰高 h w =h L -h ow

　当采用平直堰，堰上液层高度

　h ow =2.481000

　E(Lsl w ) 2/3

　由《化工设计手册》液体收缩系数计算图（如下）查得：

　 式中 E 一般取 1，所以 h ow =0.065m。

　取 h L 为 0.1m，故有 h w =h L -h ow =0.035m 3) 弓形降液管宽度 W d 和面积 A f

　查《化工工艺设计手册》下册弓形降液管参数图（如下）

　查得 AfA T

　=0.07，W dD =0.13 故有弓形降液管面积 A f =1.0743m 2 ，弓形进液管进口宽度 W d =0.78m。

　由式 τ= Af 〃H TLs 验算液体在降液管中停留时间 即 τ=5.1423s ≥ 5s，故降液管尺寸可用。

　图 5.5 弓形降液管参数图

　c) 塔板布臵及浮阀数目与排列 1) 塔板布臵 布臵原则：

　（1）

　受液区和降液区：一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积 A f 计。

　（2）

　边缘区：在塔壁边缘留出一定宽度的环形区域供固定塔板用。

　（3）

　入口安定区和出口安定区，通常宽度相等。

　（4）有效传质区：余下的塔板上有筛孔孔的区域。

　根据本工艺需要，现取：

　边缘宽度取

　W c =0.05m 安定区宽度

　W s =0.08m 降液管宽

　W d =0.6864m 2) 筛孔数目与孔间距 取大筛孔直径的 d 0 =0.020m 气体通过筛孔的动能因数 F 0 =9~12，现取 F 0 =12

　故可求得筛孔气速 u 0 =VF0=6.0m/s 每层筛孔数 N=4V sπd 0 2 u 0

　=4584 筛孔排列采用等边三角形，常用孔心距一般为 t=（2.5—5）d 0 ,t/d 0 过小易形成气流相互扰动；过大则鼓泡不均匀，影响塔板传质效率。现取 t=4d 0 =0.08m。由于塔径 D=5.6m，塔径较大，故采用分块式双溢流塔板（如下图所示），

　 图 5.6

　分块式双溢流塔板示意图 开孔率：

　 φ =N×(d 0 /D) 2

　×100%

　故有 φ= 4584×（ 0.025.6 ）

　2 ×100%=5.2%≤10% 即筛孔设计符合规范。

　由此，得到 PX 精制塔的工艺设计数据如表 5.1：

　表 5.2 PX 精制塔塔盘的工艺设计数据 项 目 数值及说明 备注 塔径 D/m 4.9

　板间距 H T /m

　0.45

　塔板形式 双溢流型筛板 分块式塔板 溢流堰长 l w /m 3.43

　溢流堰高 h w /m

　0.035

　板上液层高度 h L /m 0.1

　降液管底隙高度 ho/m

　0.067

　筛孔数/个 4584 等腰三角形叉排 阀孔气速 u 0 /m〃s -1

　6

　阀孔动能因数 F 12

　 排间距 t/m 0.08 指相邻二横排的中心线 距离 液体在降液管中 的停留时间 τ/s

　5.1

　5.2.2

　塔板负荷性能图 a) 雾沫夹带线(气相负荷上限线) 由于塔径大于 900mm，现取泛点率为 F 1 =0.8，泛点率计算公式如下

　式中

　 对于一定的物系，及一定的塔板结构，式中除了 Vs 和 Ls 其它的都是已知值。甲苯二甲苯可视为正常体系，取 K=1，又由下图查得泛点负荷系数 C F =0.14，代入数据可得到 Ls 与 Vs 的关系为 Vs=30.23-21.3Ls

　图 5.7 泛点负荷系数图 b) 液泛线 为了防止液泛现象的发生，要控制降液管中清液层高度 。

　已知堰高 h w =0.035m，板间距 H T =0.45，φ 取 0.3，则有 H d =0.16m h ow =2.481000

　E((Ls)minlw) 2/3 =0.276Ls 2/3

　联立上式并带入数据可得 h d =0.015Vs 2

　 又有 h l =Ɛ0 (h ow +h w ) 由于液相为油相，现取充气因数为 0.3，则有 h l =0.083Ls 2/3 +0.01

　带入数据有 h π =24.89Ls 2

　将上述各式代入 H d =h w +h ow +h f +h π 联立得 Vs 2 =528.31-1382.7Ls 2 -19.94Ls 2/3

　c) 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3～5s。根据要求我们选取液体在降液管中最短停留时间以 3s 计算，计算液相负荷的最大值，根据

　 限液体流量求出 Ls 值，液相负荷上限线为气体流量 Vs 无关的竖直线。

　代入...