年产异丙苯10万吨项目初步说明书1.docVIP

项目初步设计说明书 1 年产异丙苯 10 万吨项目初步说明书 目录 1 总论.1 1.1 项目综述.1 1.2 设计依据.1 1.3 设计思想及原则.1 1.4 工艺特点.2 1.5 产品及原料方案.2 1.6 辅助设计软件的应用.2 2 厂址选择.3 2.1 选择原则.3 2.2 厂址选定.3 2.3 地理位置.4 2.4 原料和市场.4 2.5 自然状况.4 3 工艺流程设计及优化.6 3.1 设计目标.6 3.1.1 概述6 3.1.2 生产规模6 3.2 合成异丙苯基本工艺流程6 3.3 二异丙苯的优化7 3.3.1 优化流程.7 3.3.2 优化流程分析8 3.4 泡点反应器合成异丙苯.11 3.4.1 优化流程11 3.4.2 分离过程节能降耗分析12 3.4.3 同时采用泡点反应器和新增二异丙苯塔新增侧线采出13 3.5 催化精馏合成异丙苯14 3.5.1 催化精馏合成异丙苯的操作特性.14 项目初步设计说明书 2 3.5.2 固定床催化精馏塔合成异丙苯工艺流程.15 3.6 烷基化和烷基转移反应同时进行的固定床催化精馏16 3.6.1 优化流程.16 3.6.2 优化固定床催化精馏塔的操作特点.17 3.6.3 不同苯烯比时对优化固定床催化精馏塔的操作特点18 3.7 小结18 4 主设备选型设计及 aspen plus7.1 模拟.19 4.1 主设备设计原则.19 4.2 用 aspen plus7.1 对主设备的初步模拟20 4.3 用 aspen plus7.1 对分离精馏塔进行了第一次模拟优化29 4.4 用 aspen plus7.1 对分离精馏塔进行了第二次模拟优化.33 5 换热网络优化.38 5.1 概述.38 5.2 夹点的确定.38 6 自动控制及仪表.40 6.1 设计依据40 6.2 自动控制方案概述40 6.3 主要现场仪表选型原则.42 7 供电与通信.45 7.1 设计说明45 7.1.1 设计范围.45 7.1.2 设计标准、规范.45 7.2 供电电源46 7.3 变电所和配电间46 7.4 照明系统47 7.5 接地防雷系统48 7.6 电信工程51 8 供热供暖.52 8.1 概述52 项目初步设计说明书 3 8.2 标准与规范52 8.3 供热方案53 8.4 锅炉给水系统55 8.5 供热系统配套设施56 9 环境保护.57 9.1 设计依据57 9.2 环保治理措施58 9.2.1 废气.58 9.2.2 废水.58 9.2.3 废渣.58 9.2.4 噪声.58 9.3 场内绿化59 9.3.1 厂区绿化的作用59 9.3.2 场内绿化选择原则60 10 土建.62 10.1 设计编制依据62 10.2 建筑、结构设计原则.63 10.3 建筑、结构设计方案.63 10.4 防火、防水防腐、防噪、防尘及建筑物内外装修等.64 11 给水排水.66 11.1 编制依据66 11.2 设计范围66 11.3 给水工程67 11.4 排水工程.68 11.4.1 污水处理工程68 11.4.2 雨水工程设计69 12 总图运输.72 12.1 设计依据72 12.2 设计范围72 项目初步设计说明书 4 12.3 总平面布置73 12.3.1 厂区总体布局概述.73 12.3.2 厂区各处面积指标.73 12.3.3 厂前区.75 12.3.4 储运区.75 12.3.5 生产区.76 12.3.6 辅助生产区.76 12.3.7 厂区出入口的布置.77 12.3.8 围墙的设置.77 12.4 厂内运输设计77 12.4.1 厂内运输设计要求.77 12.4.2 本厂运输设计.78 参考文献.79 项目初步设计说明书 1 1 总论 1.1 项目综述 丙烯是源自石油、煤、天然气的重要基础有机化工原料，全球丙烯的产能已超1亿 吨/年，随着我国今后几年中丙烯产能的快速增长，加快除聚丙烯以外的丙烯化工的综 合发展已成为我国烯烃化工可持续发展成为重要课题。本项目的目标是为一石油化工 综合企业设计一座异丙苯的分厂，采用丙烯和石油苯作为原料经济价值更高的异丙苯， 同时产生副产物二异丙苯、重芳烃。除考虑到主产物异丙苯的经济效益外，还考虑到 副产物的出路问题。同时需要考虑尽可能减少对自然环境的污染以及对污染的治理措 施。 1.2 设计依据 1) 国家经济、建筑、环保相关政策，黑龙江省、大庆市化工工程建设相关建设规 划; 2) 化工工程设计相关规定; 3) 化工工厂初步设计文件内容深度规定 （2001 年 06 月 01 日国家石油和化工 工业局发布）及有关专业的国家标准 4) 2013 年第七届“三井杯”化工设计大赛参赛指导书; 5) 项目可行性报告。1 1.3 设计思想及原则 1) 所选择的工艺技术应先进、适用、可靠，保证项目投产后，能安全、稳定、长 周期、连续运行。 2) 所选择的设备和材料必须可靠，且尽可能国产化。 3) 充分依托现有社会公共设施，以降低投资，加快项目建设进度，采取切实可行 的措施节约用水。 项目初步设计说明书 2 4) 贯彻主体工程与环境保护、劳动安全和工业卫生、消防同时设计、同时建设、 同时投产。 5) 消防、卫生及安全设施的设置必须贯彻国家关于环境保护、劳动安全的法规和 要求，负荷石油化工行业的相关标准。 6) 所选择的产品方案和技术方案应是优化的方案，以最大程度减少投资，提高项 目经济效益和抗风险能力。科学论证项目的技术可靠性、项目的经济性，实事求是的 作出研究结论. 7) 促进国丙烯工业综合发展，提高我国丙烯工业的产业多样性，是我国丙烯化工 实现可持续发展。3 1.4 工艺特点 采用固定床催化反应器，大大提高主产物的转化率，减少了混合物分离操作的成 本，减少了能耗的使用。 1.5 产品及原料方案 本项目设计年产异丙苯 10 万吨，采用石油苯 和丙烯作为原料，在催化剂作用下 进行生产。原料苯选用中国石油大庆石化炼油厂的产品石油苯。原料丙烯选用中国石 油大庆石化公司化工一厂生产的产品丙烯。主产物为异丙苯,副产物二异丙苯、重芳烃。 1.6 辅助设计软件的应用 在本设计中，应用了以下辅助设计工具软件： 用 auto-cad 2004 进行制图； 用 aspen plus 7.1 进行流程模拟和工艺优化； 用 aspen energy analyzer v7.1-aspenone 进行热能集成优化； 用 autodesk 3dsmax design2010 制作三维厂区效果图。 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 3 2 厂址选择 2.1 选择原则 厂区选择基本原则 (1) 厂址应符合国家工业布局，城市或地区的规划要求。 (2) 厂址宜选在原料、燃料供应和产品销售便利的地区。 (3) 厂址应靠近水量充足、水质良好的水源地。 (4) 厂址应尽可能靠近原有交通线，即交通运输便利地区。 (5) 厂址地区应具有热、电的供应。 (6) 选址时注意节约用地，不占用或少占用良田。厂区的大小、形状和其条件应满足 工艺流程合理布置的需要，并应有发展的余地。 (7) 选址得注意当地自然环境条件，并对工厂投产后可能造成的环境影响做出预评价。 (8) 厂址应避开低于洪水位或在采取措施后仍不能确保不受水淹的地段。 (9) 厂址附近应建立生产污水和生活污水的处理装置。 (10) 厂址应不妨碍或不破坏农业水利工程，就尽量避免拆迁。 (11) 厂址应具有满足建设工程需要的工程地质条件和水文地质条件。 (12) 散发有害物质的工业企业厂址，应位于城镇相邻工业企业和居住区全年最小频 率风向的上风侧，且不应位于窝风地段。3 2.2 厂址选定 黑龙江省大庆市龙凤区,龙凤区位于黑龙江省西部、大庆市东部，是大庆中心城的 “三颗星”之一，东部与大庆高新技术产业开发区隔路相望，西邻大庆石油管理局采油 二厂、四厂，北靠大庆市人民政府，南与安达市接壤。龙凤区地域广阔，共分龙凤、 卧里屯、兴化三个区块。下辖一镇龙凤镇，面积 410 平方公里，人口 20 万， 其中， 农村人口 2.3 万，现有耕地面积 4.5 万亩，草原面积 10.3 万亩，荒水面积 8.8 万亩。有 “一田三草二水五分荒”之称，极具开发前景。 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 4 2.3 地理位置 大庆市龙凤区位于大庆市东部，是三个中心城区之一。辖区面积 410 平方公里， 人口 35.24 万。区辖 1 个镇、5 个街道办事处，辖区内有大庆石化总厂、大庆石化公司 等中、省、市直企业 38 家。大庆石油化工总厂、大庆石化公司创建于 1962 年，经过 40 多年的发展，已经形成了油、化、纤、肥、塑一体化的生产格局。现有生产装置和 辅助装置 112 套，原油一次加工能力 600 万吨/年，年产汽、煤、柴、润四大类产品 300 多万吨。可生产石油化工产品 77 种 303 个牌号，产品畅销全国 28 个省、市、自治 区，远销世界 29 个国家和地区。大庆石化已成为我国重要的石化产品生产基地之。 2.4 原料和市场 中石油大庆石化公司位于大庆市每年的生产大量石油苯和丙烯为我公司提供了充 足的原料来源。本区有大庆石化总厂、大庆石化公司等中、省、市直企业 38 家，已经 形成了油、化、纤、肥、塑一体化的生产格局。 2.5 自然状况 大庆光照充足，降水偏少，冬长严寒，夏秋凉爽。全市年平均气温 4.2 ，最冷月 平均气温-18.5 ，极端最低气温-39.2 ；最热月平均气温 23.3 ，极端最高气温 39.8 ，年均无霜期 143 天；年均风速 3.8m/s，年16 级风日数为 30 天；年降水 427.5 mm，年蒸发 635 mm，年干燥度为 1.2，大陆度为 78.9；年日照时数为 2726 小时，年 太阳总辐射量 491.4kj/cm2。 由于地处温带季风性气候所以受温带和季风共同影响，大庆市年气候变化多端， 春夏秋冬四季，寒来暑往，周而复始的循环。冬季受大陆冷高压控制影响，盛行偏北 风，寒冷少雪，热量严重匮乏；夏季受副热带海洋气团影响，盛行偏南风，夏季前期 干热，后期降水集中且变率大，时有旱涝；春秋两季为过渡季节，春季冷暖多变，干 旱多风，风借旱情，旱助风威，水资源严重匮乏；秋季多寒潮，降温急剧，春温高于 秋温，春雨少于秋雨。 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 5 大庆市气候受大陆的影响远甚于海洋，陆地因素在气候形成中起决定作用，全市 大陆度 k 在 76.281.0 之间（远大于 50），为典型的大陆性气候。由于气候的大陆性 和季风交替共同影响，在春季的增温和秋季的降温过程中，温度升降频繁且剧烈；同 时，由于晴天日数多，昼夜温度变差大。 年日照时数在 2600 至 2900 小时，生长期（五至九月）日照时数为 1300 至 1350 小时。 年降水量在 400 至 550 毫米之间，生长期降水量一般在 350 至 480 毫米之间，占 年降水量的 85%以上。 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 6 3 工艺流程设计及优化 3.1 设计目标 3.1.1 概述 本项目的目标是为中石油大庆石化建立一座以异丙苯为主要产品的分厂。要求以 丙烯和苯为原料，其中丙烯由中石化生产过程催化裂化生产出来，苯由外购入，两者 在优化的化工工艺中反应生成异丙苯，异丙苯作为中间产物或其他用途售予其他化工 厂或单位个人。尽量采取可可行的措施减少系统对环境的不利影响，并对排出的污染 物提出合理的治理方案。 3.1.2 生产规模 由于各行业对异丙苯的需求，本场建设规模定为每年生产异丙苯10万吨。 3.2 合成异丙苯基本工艺流程 目前工业上合成异丙苯所用的催化剂不尽相同，但其工艺流程基本相同。原料丙 烯经过预处理进入到烷基化反应器，原料苯经过预处理送到苯塔，在苯塔中进行脱水 后由侧线才出送到烃化和反烃化反应器进行反应，反应液混合后送入分离系统，即依 次送到苯塔，异丙苯塔，二异丙苯塔进行分离，在苯塔塔顶脱出苯，水等组分，在异 丙苯塔顶得到产品异丙苯，二异丙苯塔侧线得到二异丙苯送回反烃化反应器，副产物 重芳烃由二异丙苯塔釜采出。4 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 7 图 3-1 合成异丙苯原工艺流程简图 异丙苯合成过程中存在的问题是：二异丙苯由二异丙苯塔侧线采出返回反烃化反 应器进行反应，而烃化反应生成的重芳烃三异丙苯没有经过任何处理直接有塔釜排除， 既造成了重组分的排放也增加了单位产品的原料消耗和能量消耗。针对此问题，本节 对异丙苯合成过程中的分离工段的二异丙苯塔进行了优化，从而对异丙苯合成工艺进 行节能改造。5 3.3 二异丙苯的优化 3.3.1 优化流程 在二异丙苯塔中增加一个下侧线采出以回收三异丙苯。采出物进入反烃化反应器。 三异丙苯和反烃化反应器中多余的苯发生反应生成二异丙苯，二异丙苯进一步反烃化 生成异丙苯。因此在苯与丙烯进料不变的情况下，异丙苯产量增加，从而降低了单位 产品的能耗。 图 3-2 合成异丙苯优化流程工艺 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 8 3.3.2 优化流程分析 1) 二异丙苯塔下侧采出时苯塔冷凝器和再沸器能耗，图 3-3 说明，随下侧采出量 的增加，冷凝器和再沸器的热负荷都逐渐增加，但因为总产量的增加而是单位产品上 的冷凝器和再沸器负荷逐渐降低，与原流程相比，单位产品苯塔冷凝器负荷最大可降 低 5%，单位产品再沸器负荷最大可降低 1.65%。6由此说明二异丙苯塔增加一个下线 采出时，苯塔能够达到节能降耗的目的。8 （a）1-冷凝器负荷；2-单位产品的冷凝负荷，采出量为零时即为原流程 （b）1-再沸器热负荷；2-单位产品的再沸器负荷 图 3-3 随二异丙苯塔新增侧线采出量变化苯塔热负荷变化曲线 2) 二异丙苯塔下侧采出量的变化对异丙苯塔冷凝器和再沸器能耗的影响 图二说 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 9 明随二异丙苯塔下侧采出量的增加，异丙苯塔的冷凝器和再沸器的热负荷逐渐增加， 但因为异丙苯塔顶产品总量增加从而使单位产品上的冷凝器和再沸器负荷都逐渐降低， 由此说明二异丙苯塔增加一个下侧线采出时，异丙苯塔能够达到节能降耗的目的。 3) 二异丙苯塔下侧采出量的变化对二异丙苯塔冷凝器和再沸器能耗的影响图三说 明，随着二异丙苯塔下侧采出量的增加，二异丙苯塔的冷凝器和再沸器的热负荷迅速 下降，之后基本保持不变，单位产品的冷凝器和再沸器负荷亦是如此，由此说明二异 丙苯塔增加一个下侧线采出时，二异丙苯塔本身也能够达到节能降耗的目的。7,8 （a）1-单位产品的冷凝负荷；2-冷凝器负荷 （b）1-再沸器热负荷；2-单位产品的再沸器热负荷 图 3-4 随二异丙苯塔新增侧线采出量变化异丙苯塔热负荷变化曲线 4) 整个分离过程中所有冷凝器和再沸器总热负荷 表 3-1 给出了优化流程与原流程 冷凝器和再沸器热负荷对比情况，二异丙苯塔新增侧线采出量不同时，整个工艺流程 中的冷凝器总负荷（苯塔、异丙苯塔和二异丙苯塔中冷凝器负荷之和）及总的再沸器 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 10 负荷不同，可见单位产品总冷凝器负荷最大可降低 5.47%，单位产品再沸器负荷最大 可降低 4.25%。8 图 3-5 随二异丙苯塔新增侧线采出量变化二异丙苯塔热负荷变化曲线 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 11 表 3-1 随侧线采出量的增加异丙苯产量和三异丙苯回收量的变化表 下线采出量/kgh-1产量/kmolh-1异丙苯塔顶中异丙苯 摩尔分数/% 三异丙苯采出率 /% 0109.1897.280.00 100113.2297.282.10 200113.5297.3931.61 300113.8997.6444.42 400114.2597.5372.14 500114.8397.6079.96 600115.0297.5891.34 700115.5597.2896.15 3.4 泡点反应器合成异丙苯 苯与丙烯催化反应器主要有:固定床反应器、固定床催化精馏塔和悬浮床催化精馏 塔。一般在固定床催化精馏塔中催化剂的构件的内传质问题严重，而且催化剂再生困 难，为降低异丙苯等的进一步烷基化反应大都采用过量的苯烯比，选择高的苯烯比， 有利于提高催化剂的稳定性及异丙苯的比例。苯烯比低时，催化剂失活速率很快。这 是由于过量的丙烯齐聚生成的长链烯烃和苯烷基化生成了大分子的烷基苯低。苯烯比 增加，催化剂稳定性提高。7但是苯烯比过高，烃化液中苯的比例增加，就会给后续的 分离过程增加负荷。因为苯与丙烯生成异丙苯为放热过程，故我们可以利用反应热来 汽化部分苯以实现苯与烃化产物的初步分离，降低分离工段的分离分离负荷，最终实 现整个工艺的节约降耗。8 因此下面采取泡点反应器来代替原固定床反应器，主要考察和验证采用结构化催 化剂和苯蒸发散热的新工艺，以实现低苯烯比下合成异丙苯的优化流程。 3.4.1 优化流程 用泡点反应器代替原有的固定床反应器，分离工段以及反烃化装置与原工艺相同。 图 3-6 给出了泡点反应器简图。由于苯与丙烯反应为放热反应，泡点反应器即利用反 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 12 应热部分汽化苯从而降低分离工段的分离负荷，从而实现节能降耗。 图 3-6 泡点反应器 3.4.2 分离过程节能降耗分析 采用泡点反应器时分离工段中各塔冷凝器和再沸器负荷列于表 3-2 中，可见，采 用泡点反应器合成异丙苯大大降低了分离工段的能量消耗，对苯与丙烯合成异丙苯工 艺流程是一很大的优化，此优化流程可用于工业生产中。 表 3-2 采用泡点反应器时分离过程能耗统计 原流程泡点反应器 总负荷 /mkjh-1 单位产品负 荷/kjh-1 总负荷/ mkjh-1 单位产品 负荷/ kjh-1 冷凝器11.7728107.8329.820688.45124脱苯塔 再沸器9.118283.517447.177264.64292 冷凝器7.325767.099176.120955.12914异丙苯塔 再沸器5.923654.256754.704342.37024 冷凝器5.923654.256751.713615.43389二异丙苯 塔再沸器1.84516.899131.373312.36891 整个流程冷凝器25.0221229.18817.6551159.0143 整个流程再沸器16.8868154.673313.2548119.3821 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 13 3.4.3 同时采用泡点反应器和新增二异丙苯塔新增侧线采出 同时采用泡点反应器和增加二异丙苯苯塔下侧线采出两种优化方法，对异丙苯工 艺流程进行模拟计算，计算结果列于表 3-3 和表 3-4 中。 表 3-3 给出了从分离过程和反应器两方面同时对流程进行优化时整个分离工段单 位产品上冷凝器和再沸器能量消耗，可以看出，采用泡点反应器并且新增加的二异丙 苯塔侧线采出量为 270 kgmol-1 时，整个工艺流程中，单位产品总冷凝器负荷由原来流程的 195.06 kjmol-1降到 157.27 kjmol-1，降低了 19.37 %；单位产品总再沸器负荷由原流程的 154.67 kjmol-1, 降到 118.13 kjmol-1，降低了 23.62 %。异丙苯工艺流程的大送进一步优化。8 表 3-3 综合优化异丙苯工艺过程时能耗统计表 新增侧线采出量/kgh-1项目原流程 100200300 脱苯塔11.779.839.869.86 异丙苯塔7.336.156.166.17 二异丙苯塔2.21.661.681.68 冷凝器负荷 /mkjh-1 总冷凝器负 荷 21.317.6517.717.72 脱苯塔9.127.27.227.23 异丙苯塔5.924.744.744.75 二异丙苯塔1.851.321.331.34 再沸器负荷 /mkjh-1 总再沸器负 荷 16.8913.2613.313.31 表 3-4 综合优化异丙苯工艺过程时单位产品能耗统计表 新增侧线采出量/kgh-1项目原流程 100200300 脱苯塔107.8387.8587.6287.54 异丙苯塔67.1054.9854.8254.8 二异丙苯塔20.1314.8714.9314.93 冷凝器负荷 /mkjh-1 总冷凝器负 荷 195.06157.7157.45157.27 脱苯塔835264.2964.1864.14 异丙苯塔54.2642.3142.242.14 二异丙苯塔16.911.8311.8511.85 再沸器负荷 /mkjh-1 总再沸器负 荷 154.67118.44118.33118.13 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 14 3.5 催化精馏合成异丙苯 3.5.1 催化精馏合成异丙苯的操作特性 1）aspen plus 7.1 模拟固定床催化精馏塔 采用固定床催化精馏反应器合成异丙苯，固定床催化精馏塔共分为 41 快理论塔板 （包括冷凝器和再沸器） 。塔顶冷凝器选择全凝器，全凝器为第一块塔板，塔釜再沸器 为第 41 块。操作压力 0.7 mpa，苯进料 100 kmolh-1,回流量 960 kmolh-1，催化精馏塔 采用全回流操作。苯在塔顶进料，丙烯在塔中部进料（第 21 块塔板） ，反应体积 3m2。采用 aspen plus7.1 进行模拟计算，选择用于严格多级分离模型的 radfrac，热力 学方程选择 unifac 活度模型。为简化计算，假设塔内只有苯、丙烯、异丙苯和二异 丙苯四种组分，存在如下反应。 烷基化反应： b + p i 式(1) p + i d 式(2) 烷基转移反应： d + b i 式(3) 其中 b苯 p丙烯 i异丙苯 d二异丙苯 对于烷基化反应两式，采用动力学模型，烷基化反应动力学数据见下式子，烷基 转移反应采用平衡模型，平衡常数 k 见下式。 式(4) 430.91.0 1 3.74 10 exp( 7.39 10 /) bp rtcc 式(5) 740.50.9 2 3.68 10 exp( 0.01 10 /) ip rtc c 式(6) 3 6.52 10exp(27240/)krt 其中: 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 15 cb苯的摩尔浓度 cp丙烯的摩尔浓度 ci异丙苯的摩尔浓度 r1、r2反应速率 2）固定床催化精馏塔操作特性 催化精馏塔内气液相摩尔流率分布，气象负荷变化不大，所以塔径设计比较方便， 反应段和提馏段可以采用同一塔径。 由固定床催化精馏塔内液相摩尔分率的分布情况，可以看出：塔顶苯的摩尔分数 几乎为 100%，即为纯苯回流，相应的塔顶温度大致为苯在操作压力下的沸点；在塔釜 塔板上苯浓度急剧下降，重组分异丙苯和二异丙苯浓度相应增大，同时塔釜温度急剧 升高；由上可知，催化精馏塔内温度分布和组成分布可以看成一一对应且相互联系的。 3.5.2 固定床催化精馏塔合成异丙苯工艺流程 1）工艺流程及进料说明 采用固定床催化精馏塔来代替原有烃化反应器，分离工段和反烃化器都保持不变。 2）分离工序能耗分析 表 3-5 给出了采用固定床催化精馏塔时整个分离过程中的能耗，可以看出，采用 固定床精馏时，整个工艺流程中总冷凝器负荷降低了 31.40%，单位产品总冷凝器负荷 降低了 36.37%；总再沸器负荷降低了 16.25%，单位产品总再沸器负荷讲的了 23.63%。 表 3-5 整个流程能量消耗表 原流程固定床催化精馏 项目总负荷 /(gjh-1) 单位产品负荷 /(kjmol-1) 总负荷 /(gjh-1) 单位产品负荷 /(kjmol-1) 冷凝器苯塔 再沸器 11.77 107.83 9.12 83.52 6.87 58.41 8.11 68.88 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 16 冷凝器异丙苯塔 再沸器 7.33 67.10 5.92 54.26 6.55 55.69 5.00 42.45 冷凝器二异丙苯塔 再沸器 2.20 20.13 1.85 16.90 1.18 10.83 1.04 8.84 整个流程冷凝器 整个流程再沸器 21.30 195.06 16.89 154.67 14.61 124.12 14.14 120.16 3.6 烷基化和烷基转移反应同时进行的固定床催化精馏 固定床催化精馏塔主要应用在苯与丙烯催化反应合成异丙苯的烷基化反应过程中， 而二异丙苯和苯的烷基转移反应在另一个固定床反应器中实现。文献中指出，合成异 丙苯的烷基化和烷基转移反应可以在同一个固定床催化精馏塔中实现，从而提高丙烯 的转化率和烷基苯的选择性，简化工艺流程并节省设备投资。 3.6.1 优化流程 图 3-7 给出了烷基化和烷基转移反应同时进行的固定床催化精馏合成异丙苯的优 化流程，催化精馏塔塔釜产物主要是苯、异丙苯和二异丙苯的混合物，它们依次经过 苯塔、异丙苯塔和二异丙苯塔，在异丙苯塔塔顶得到目的产品异丙苯，二异丙苯塔侧 线采出的二异丙苯重新返回催化精馏塔中循环使用。对于在固定床催化精馏塔中只进 行烷基化反应的工艺流程，从二异丙苯塔侧线采出的二异丙不再进入催化精馏塔而是 进入一个固定床烷基转移反应器中。7 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 17 图 3-7 催化精馏合成异丙苯工艺流程 3.6.2 优化固定床催化精馏塔的操作特点 烷基化和烷基转移反应同时进行的催化精馏塔与仅仅进行烷基化反应的催化精馏 塔的一个明显区别是有一股二异丙苯从塔下部进入催化精馏塔内。从图 3-8 可以看出， 在固定床催化精馏塔其他操作参数不变的情况下，进入催化精馏塔的二异丙苯流量 f1 是影响精馏塔设计和操作的一个重要参数。在催化精馏塔的模拟计算过程中发现，二 异丙苯流量 f1不能任意给定。进入催化精馏塔的二异丙苯流量 f1必须等于从塔釜流出 的二异丙苯流量 f1。 在催化精馏塔塔的模拟过程中，不断调整进入催化精馏塔的二异丙苯流量 f1.直至 f1=f2，从而确定出 f1。固定床催化精馏塔的操作条件是：压力 7 atm；塔顶部进料苯 100 kmolh-1；丙烯 50 kmolh-1；回流量 960 kmolh-1；全塔理论板数。可得固定床催 化精馏塔 f1和 f2的变化关系。 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 18 3.6.3 不同苯烯比时对优化固定床催化精馏塔的操作特点 当进入催化精馏塔的二异丙苯流量 f1等于从塔釜流出的二异丙苯的流量 f2时，系 统才能够在定态下操作。改变丙烯进料量进而改变进料苯烯比（摩尔比） ，考察 f1和 f2的变化关系，可得计算结果。随苯烯比增大，操作点（f1=f2的值）变小，当苯烯比 等于 3 时，f1=f2的值已经非常小了，仅为 1 kmolh-1；苯烯比大于 3 时固定床催化精 馏优化流程将部存在定态操作点，所以设计操作时苯烯比应当减小，但是设计时，应 注意苯烯比不应小于 1，以避免丙烯的齐聚反应进而导致催化剂失活。本节提出了现实 异丙苯合成过程中存在的问题：烃化反应生成的重芳烃三异丙苯没有经过任何处理直 接由塔釜排出，既造成了重组分的排放也增加了单位产品的原料消耗和能量消耗；为 限制异丙苯的进一步氧化而采用高苯烯比，从而增大了分离工段的分离任务，造成高 能耗。本节给出了本与丙烯合成异丙苯工艺的优化方案：在分离工段的二异丙苯塔下 部增加一个侧线采出，以回收重芳烃三异丙苯，达到节能降耗的目的；采用固定床催 化精馏塔合成异丙苯。 3.7 小结 综上可知合成异丙苯的烷基化和烷基转移反应可以在同一个固定床催化精馏塔中 实现，从而提高丙烯的转化率和烷基苯的选择性，且能减少精馏时各方面的负荷，简 化工艺流程并节省设备投资。故本厂将采用固定床催化精馏塔，以实现苯与丙烯的烷 基化及烷基转移反应。分离工段共有三个分离精馏塔，分别为苯塔、异丙苯塔、二异 丙苯塔，其中在分离工段的二异丙苯塔下部增加一个侧线采出，以回收重芳烃三异丙 苯。 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 19 4 主设备选型设计及 aspen plus7.1 模拟 4.1 主设备设计原则 1.反应器设计原则 （1）具有适宜的流体力学条件，流动性能好，有利于热量传递和质量传递； （2）合理的结构，能有效的加速反应； （3）保证压力和温度符合操作条件； （4）操作稳定，调节方便，能适应各种操作条件的变化。 2.塔设备设计原则 （1）具有适宜的流体力学条件，可使气液两相良好接触； （2）结构简单，处理能力大，压降低； （3）强化质量传递和能量传递。 3.设计标准 钢制压力容器 gb150-98 压力容器用钢板 gb6654-96 奥氏体不锈钢焊接钢管选用规定 hg20537.1-92 化工装置用不锈钢大口径焊接钢管技术 hg20537.4-92 安全阀的设置和选用 hg/t20570.2- 95 爆破片的设置和选用 hg/t20570.3- 95 设备进、出管口压力损失计算 hg/t20570.9- 95 钢制化工容器设计基础规定 hg20580-98 钢制化工容器材料选用规定 hg20581-98 钢制化工容器强度计算规定 hg20582-98 钢制化工容器结构设计规定 hg20583-98 钢制化工容器制造技术规定 hg20584-98 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 20 化工设备设计基础规定 hg/t20643-98 压力容器无损检测 jb4730-2005 钢制压力容器焊接工艺评定 jb4708-2000 钢制压力容器焊接规程 jb/t4709-2000 钢制压力容器产品焊接试板的力学性能 jb4744-2007 压力容器用钢锻件 jb4726-2000 本节是用 aspen plus7.1 软件对工艺流程的模拟，共模拟了 3 次，由于流程较复杂， 故采用分段模拟的方式，分别对反应器、苯塔、异丙苯塔、二异丙苯塔、进行了模拟。 总流程模拟图如下： 图 4-1 总流程模拟图示 4.2 用 aspen plus7.1 对主设备的初步模拟 1) 反应器的选型及模拟 由于本工艺所涉及的主反应器为固定床催化精馏塔，选型计算非常复杂，因此我 们参考了吉林石化异丙苯单元现有年产 10 万吨异丙苯反应器实际生产参数，并且结合 我们自己分厂的实际情况得出反应器设计参数如下表： 表 4-1 反应器参数表 固定床催化精馏塔设计参数 催化剂ysbh-3 分子筛催化剂 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 21 反应器内径（m）2 操作压力（mpa）0.7 床层空隙率0.5 催化剂粒径（mm）2.7 进料苯烯摩尔比2:1 催化剂堆密度（kg/m3）560 反应器高度（m）32.1 实际催化床层高度（mm）8311 理论塔板数41 回流量（kmol/h）960 丙烯进料处塔板数21 由于用 aspen plus7.1 不能对固定床催化精馏塔直接进行模拟，我们经过反复的思 考，决定采用化学计量反应器对此反应器进行简化模拟，反应器的操作条件及物料衡 算所得数据如下表: 表 4-2 固定床催化精馏塔物料衡算 压力 mpa苯烯比反应温度液相空速 h-1 0.72:117610 进料流量 f（kmol/h） 丙烯苯 113.8227.6 选择性组成% 异丙苯二异丙苯三异丙苯重芳烃 86.712.950.30.05 出口组成% 异丙苯二异丙苯三异丙苯重芳烃苯 77.4610.130.230.003912.17 输入进料的操作温度、压力，并设置进料组分的流量和组成，输入化学计量方程 式，用化学计量反应器模拟反应过程得出结果如下表： 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 22 表 4-3 反应器模拟数据 2) 精馏塔（脱苯塔）的选型及模拟 表 4-4 脱苯塔的设计选型参数 分离精馏塔设计参数脱苯塔 理论板数55 操作压力（kpa）126.5 进料板位置20 回流量（kg/h）30550 侧线采出塔板数 塔顶采出量（kg/h）1376.3 侧线采出量（kg/h） 塔内径（m）2.0 表 4-5 脱苯塔的物料衡算 进料异丙苯二异丙苯三异丙苯重芳烃苯/水 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 23 组成%77.4610.130.230.003912.17 流量 kmol/h 112.714.7370.3410.005617.71 塔顶进料板塔底 温度83126145 压力 mpa101.3126.5145.4 摩尔流量 kmol/h 17.62145.49127.87 质量流量 kmol/h 1376.317323.416009.4 输入操作温度、操作压力，进料总流量及组成，选用 nrtl-rk 方程，设置塔板压 降为 0.9 kpa,并选择苯为轻关键组分，异丙苯为重关键组分，用 aspen plus7.1 模拟结果 如下表： 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 24 表 4-6 苯精馏塔模拟数据 图 4-2 苯和异丙苯在各塔板上的组成 3) 精馏塔（异丙苯塔）的选型及模拟 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 25 表 4-7 异丙苯塔的设计选型参数 分离精馏塔设计参数异丙苯塔 理论板数40 操作压力（kpa）122.9 进料板位置17 回流量（kg/h）6000 侧线采出塔板数 塔顶采出量（kg/h）13541.81 侧线采出量（kg/h） 塔内径（m）1.8 表 4-8 异丙苯塔的物料衡算 进料异丙苯塔二异丙苯塔三异丙苯塔重芳烃 组成%88.211.530.280.0044 流量 kmol/h112.714.7370.3410.0056 塔顶进料板塔底 温度153.3180202.2 压力 mpa101.3122.9151.7 摩尔流量 kmol/h112.67127.7815.11 质量流量 kmol/h13541.8116009.42467.59 输入操作温度、操作压力，进料总流量及组成，选用 nrtl-rk 方程，设置塔板 压降为 0.9 kpa,并选择为异丙苯轻关键组分，二异丙苯为轻关键组分，用 aspen plus7.1 模拟结果如下表： 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 26 表 4-9 异丙苯塔模拟数据 图 4-3 异丙苯和二异丙苯在各塔板上的组成 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 27 4) 精馏塔（二异丙苯塔）的选型及模拟 表 4-10 异丙苯塔的设计选型参数 分离精馏塔设计参数二异丙苯塔 理论板数30 操作压力（kpa）138.2 进料板位置20 回流量（kg/h）5000 侧线采出塔板数6 塔顶采出量（kg/h）2391.4 侧线采出量（kg/h）69.68 塔内径（m）1.6 表 4-11 二异苯塔的物料衡： 进料二异丙苯三异丙苯重芳烃 组成%97.592.370.04 流量 kmol/h14.7370.3410.0056 塔顶进料板塔底侧线塔底 温度204.3200235.6235.6 压力 mpa101.3126.5138.2138.2 摩尔流 kmol/h14.73715.110.3410.0056 质量流 kmol/h2391.42467.3969.686.51 输入操作温度、操作压力，进料总流量及组成，选用 nrtl-rk 方程，设置塔板 压降为 0.9 kpa,并选择为二异丙苯轻关键组分，三异丙苯为重关键组分，用 aspen plus 7.1 模拟结果如下表： 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 28 表 4-12 二异丙苯塔模拟数据 图 4-4 二异丙苯和三异丙苯在各塔板上的组成 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 29 4.3 用 aspen plus7.1 对分离精馏塔进行了第一次模拟优化 在第一次模拟的基础上，规定了塔顶、塔釜产品的含量，定义流出物流率和回流 比为变量，并且设定了它们的取值范围，从而对三个分离精馏塔进行了优化。 1) 精馏塔（脱苯塔）的模拟优化 在第一次模拟的基础上，规定了塔顶苯含量为 99.95 %、塔釜异丙苯的含量为 99.90 %， 定义馏出物流率和回流比为变量，并且设定了它们的取值范围，馏出物流率范围为 （2545 lbmol/hr）,回流比范围为（1.53）,模拟优化结果如下： 表 4-13 苯精馏塔模拟数据 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 30 图 4-5 第一次优化后苯和异丙苯在各塔板上的组成 2) 精馏塔（异丙苯塔）的模拟优化 在第一次模拟的基础上，规定了塔顶异丙苯含量为 99.95%、塔釜二异丙苯的含量 为 99.90%，定义馏出物流率和回流比为变量，并且设定了它们的取值范围，馏出物流 率范围为（200400 lbmol/hr）,回流比范围为（1.02.5）,模拟优化结果如下： 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 31 表 4-14 异丙苯塔模拟数据 图 4-6 第一次优化后异丙苯和二异丙苯在各塔板上的组成 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 32 (3) 精馏塔（二异丙苯塔）的模拟优化 在第一次模拟的基础上，规定了塔顶二异丙苯含量为 99.95%、塔釜三异丙苯的含 量为 99.90%，定义馏出物流率和回流比为变量，并且设定了它们的取值范围，馏出物 流率范围为（2545 lbmol/hr）,回流比范围为（0.82.4）,模拟优化结果如下： 表 4-15 二异丙苯塔精馏塔模拟数据 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 33 图 4-7 第一次优化后二异丙苯和三异丙苯在各塔板上的组成 4.4 用 aspen plus7.1 对分离精馏塔进行了第二次模拟优化 在第一次模拟的基础上，设置了冷凝器、再沸器以及塔板的效率，从而对三个分 离精馏塔进行了优化。 1) 精馏塔（苯塔）的模拟优化 在第一次模拟的基础上，设置了冷凝器、再沸器的效率为 90 %，塔板效率为 75 %，模拟优化结果如下表： 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 34 表 4-16 苯塔模拟数据 图 4-8 第二次优化后苯和异丙苯在各塔板上的组成 2) 精馏塔（异丙苯塔）的模拟优化 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 35 在第一次模拟的基础上，设置了冷凝器、再沸器的效率为 90 %，塔板效率为 75 %，模拟优化结果如下表： 表 4-17 异丙苯塔模拟数据 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 36 图 4-8 第二次优化后异丙苯和二异丙苯在各塔板上的组成 3) 精馏塔（二异丙苯塔）的模拟优化 在第一次模拟的基础上，设置了冷凝器、再沸器的效率为 90%，塔板效率为 75%，模拟优化结果如下表： 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 37 表 4-18 二异丙苯塔模拟数据 图 4-9 第二次优化后二异丙苯和三异丙苯在各塔板上的组成 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 38 5 换热网络优化 5.1 概述 换热是化工生产不可缺少的单元操作过程。对于一个含有换热物流的工艺流程， 将其中的换热物流提取出来，组成了换热网络系统。其中被加热的物流称为冷物流， 被冷却的物流称为热物流。换热的目的不仅是为了使物流温度满足工艺要求，而且也 是为了回收过程余热，减少公用工程消耗。换热网络合成的任务，是确定换热物流的 合理匹配方式，从而以最小的消耗代价，获得最大的能量利用效益 。换热网络的消耗 代价来自三个方面：换热单元（设备）数、传热面积、公用工程消耗，换热网络合成 追求的目标是使这三方面的消耗都为最小值。对此，我们借助于 aspen energy analyzer v7.1 软件进行设计并优化了换热网络。7 5.2 夹点的确定 输入入口、出口温度以及冷热物流的的热容流率如下图： 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 39 由此表可画出夹点图如下： 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 40 6 自动控制及仪表 自动化技术是当今举世瞩目的高技术之一，也是中国今后重点发展的一个高科技 领域。自动化技术的研究开发和应用水平是衡量一个国家发达程度的重要标志。自动 化技术的进步推动了工业生产的飞迅发展，在促进产业革命中起着十分重要的作用。 特别是在石油、化工、冶金、轻工等部门，由于采用了自动化仪表和集中控制装置， 促进了连续生产过程自动化的发展，大大地提高了劳动生产率，获得了巨大的社会效 益和经济效益。 6.1 设计依据 管道仪表流程图上的物料代号和缩写词 hg 20559.5-93 管道等级号及管道材料等级表 hg 20519.38-92 管道仪表流程图隔热、保温、防火和隔声代号 hg20559.6-93 过程检测和控制流程图用图形符号和文字代号 gb2625-81 6.2 自动控制方案概述 1) 自动控制的目的 加快生产速度，减低生产成本，提高产品产量和质量。 减轻 劳动强度，改善劳动条件。能够保证生产安全，防止事故发生或扩大，延长设备使用 寿命，提高设备利用能力。实现生产过程自动化，从根本上改变劳动方式，提高工人 文化技术水平，逐步消灭体力劳动和脑力劳动之间的差别。 2) 自动控制系统常用术语被控对象：在自动控制系统中，将需要控制其工艺参数 的生产设备或机器称为被控对象，简称对象。 被控变量：生产过程中要求自动控制对 象保持恒定值（或某一规律变化）的变量称为被控变量。 控制变量（操作变量）：在 自动控制系统中，把用来克服干扰对被控变量的影响，实现控制作用的变量称为控制 变量或操纵变量。 干扰：在自动控制系统中引起被控变量波动的外来因素称为干扰作 用。 设定值：工艺规定被控变量所要保持的数值。 偏差：偏差本应是设定值与被控 变量的实际值之差，但能获取的信息是被控变量的测量值而非实际值，因此，在控制 系统中常把设定至于测量值之差定义为偏 中北大学-重结晶队 项目初步设计说明书 41 差。余差：当过渡过程终了时，被控变量所达到的新的稳态值与给定值之间的偏差叫 做余差。 3)自动控制系统的组成 自动控制系统由比较机构、控制器、执行器和测量/变送环 节四部分组成。 测量变送环节：测量被控变量，并将被控变量转换为特定的信号。比 较机构及控制器：接受来自于变送器的信号，与设定值进行比较得出偏差，并很据一 定的规律进行运算，然后将运算结果用特定的信号发送出去。执行器：根据控制器送 来的信号相应的改变控制变量，以达到控制变量的目的。 4)自动控制系统的分类 自动