毕业论文：年产20万吨混合C4芳构化车间合成工段工艺初步设计.docVIP

齐 齐 哈 尔 大 学 毕业设计(论文) 题 目 年产 20 万吨混合 C4 芳构化车间合成工段工艺初步设计 学 院 化学与化学工程学院 专业班级 化学工程与工艺 化工 091 学生姓名 宋化忠 指导教师 贾丽华 教授 成 绩 2013 年 6 月 17 日 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） I 摘 要 本设计为年产 200 000 吨混合 C4 芳构化车间合成工段工艺初步设计。根据工艺要 求，对国内外芳构化合成工艺的查找比较，最终确定了最优合成方案。对工艺流程通 过 Aspen Plus 进行模拟，对整个流程装置进行了物料衡算和热量衡算，对主要设备进 行了详细设计与选型，对其它设备做了概略设计和选型，并制作了相应的设备一览表。 根据工艺的需要对本设计的车间进行平立面布置和自动控制,同时对本设计涉及的环境 保护和公用工程做了相关的讨论。最后根据设计的内容编写了设计说明书，完成了 5000 字英文文献翻译，用 A1图纸手工绘制了带控制点的工艺流程图，采用 Auto CAD 绘制了车间平立面布置图和主要设备设计图。 关键词：芳构化；物料衡算；工艺流程图；车间布置；初步设计 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） II Abstract The article is about the preliminarily design of the synthesis process of mixed C4 aromatization workshop of 200 000 tons annual. Firstly, the significance, the function of aromatization, the development of research on aromatization was stated. The nature of aromatization and synthetic methods were described briefly. Secondly, the design background, plant location and materials and product specification were introduced. Comparison of the productive process in the domestic and aboard, the design process was determined. Meanwhile the material balance, heat balance, and the simulation of process by Aspen Plus were finished. The reactor equipment and other major equipment were calculated and selected. And the layout of the equipment for the workshop, safety, environmental protection and public works were outlined. Third, the equipments arrangement diagram of the workshop and the reactor assembly diagram were drawn with Auto CAD, the process flow diagram with control points were drawn by hand. Finally, the design instruction of 20 thousand words was finished. Key words：Aromatization; Material balance; Flow chart; Plant layout; Preliminarily design 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） III 目 录 摘 要.I Abstract.II 第 1 章 总论.1 1.1 概述 1 1.1.1 选题的意义1 1.1.2 本课题在国内外研究现状1 1.2 设计依据 2 1.3 厂址选择 2 1.4 生产规模与生产制度 3 1.4.1 生产规模3 1.4.2 生产制度3 1.5 原料与产品规格 4 1.5.1 原料规格4 1.5.2 产品规格4 第 2 章 工艺设计与计算.5 2.1 工艺原理 5 2.1.1 反应机理5 2.1.2 主要反应方程式5 2.2 工艺路线的选择 5 2.2.1 工艺流程简介5 2.2.2 反应工艺方案的比较及选择7 2.3 工艺流程简述 8 2.4 物料衡算 9 2.4.1 基础数据9 2.4.2 反应器的物料衡算10 2.4.3 气液分离罐物料衡算14 2.4.4 精馏塔物料衡算15 2.5 热量衡算16 2.5.1 换热器 E 101.16 2.5.2 换热器 E 102.17 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） IV 2.5.3 加热炉20 2.5.4 反应器21 2.5.5 气液分离罐25 2.5.6 精馏塔27 2.6 Aspen Plus 全流程模拟30 第 3 章 设备选型.31 3.1 关键设备的设计.32 3.1.1 催化剂物性32 3.1.2 设计数据及工作参数32 3.1.3 床层高度的计算33 3.1.4 管束的数目与排列33 3.1.5 换热介质的选择与换热温度的计算34 3.1.6 机械强度强度和校核36 3.1.7 管口设计38 3.2 其它设备计算.40 3.2.1 压缩机40 3.2.2 换热器 E 101.40 3.2.3 换热器 E 102.42 3.2.4 再沸器 E 103.43 3.2.5 换热器 E 104.44 3.2.6 储罐 V 101.45 3.2.7 泵46 3.2.8 精馏塔46 第 4 章 设备一览表.49 第 5 章 车间设备布置.51 5.1 车间布置 51 5.2 设备布置 51 5.2.1 一层布置51 5.2.2 二层布置52 5.2.3 立面布置52 第 6 章 自动控制.52 6.1 泵的控制 53 6.2 压缩机的控制 53 6.3 换热设备的控制 54 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） V 6.4 回流灌的控制 54 6.5 固定床反应器的控制 55 第 7 章 安全与环境保护.55 7.1 废气 56 7.2 废水 56 7.3 废渣 56 第 8 章 公用工程.57 8.1 供排水 57 8.1.1 供水57 8.1.2 排水57 8.2 供电 57 8.3 供汽 57 结束语.58 参考文献.59 致 谢.61 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 1 第 1 章 总 论 1.1 概述 1.1.1 选题的意义 随着我国原油、 煤加工能力的迅速提高，其副产品 C4 资源也在不断扩大，但就 目前而言，我国 C4 烃在化工方面的利用率只有 10%左右，大多数都是以燃料被烧掉， 而西欧、美国、日本等工业发达国家利用率已达到 60%-90%，因此提高 C4 的转化应 用具有广泛的意义。 轻质芳烃 BTX（苯、甲苯、二甲苯）是化工行业的基本有机化工原料1，也是高 辛烷值汽油的重要调合组份（约占汽油组成的 21%）1。据有关专家估计，2013 年我 国芳烃进口量约为 220 万吨，这将严重影响我国石化工业的发展。目前，我国乃至世 界范围芳烃的主要来源是催化重整1，但我国原油是以较重的石蜡基为主，这使重整原 料严重不足，难以提高芳烃的产量，因此，开发混合 C4 生产芳烃工艺具有十分重要的 意义。 1.1.2 本课题在国内外研究现状 国外对低碳烃芳构化工艺的研究与探索开始于 40 年代。1970 年时 Csicsery2研究 低碳烃芳的构化，并将该反应称为 Dehydrocyclodimerization 过程，即脱氢齐聚环化3， 他认为产物是通过脱氢环二聚反应获得。并且这个转化过程需要在高温（550）下进 行，同时反应过程中产生大量的甲烷和乙烷，并且结焦率较大，以及芳烃选择性较低 （约 30%） ，事实表明此工艺的效益低。 Mobil 公司4在 70 年代成功开发了中孔沸石分子筛，尤其是 MFI-型沸石（即： ZSM-5）具有良好的择形催化性能，同时具备较高的抗酸性、热稳定性等特点并且催 化剂使用寿命长，这也使低碳烃芳构化这一工艺才得已实现。Mobil 公司的 Chen 和 Cattanach 等人，首次报道了 ZSM-5 沸石用于 C5C7 液态脂肪烃的芳构化过程中， Zn2+离子的引入产生了高选择性的转化，随后 Zn/HZSM-5 催化剂5成功用在 C3C4 低碳烃芳构化中。 1984 年 BP 公司与美国 UOP 公司联合开发了 Cyclar 工艺6，该工艺是以 C3C4 烃或液化石油气为原料，该工艺采用了 BP 公司发明的改性 ZSM-5 分子筛催化剂和 UOP 公司开发的模拟移动床再生技术，芳烃收率达 55%66%。1989 年底 BP 公司在 Grangemouth Scotland 炼厂建成一套规模为 1.5104t/a 的工业示范装置，该装置采用 CCR 技术（催化剂连续再生）实现了将液化石油气转化为芳烃。 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 2 日本 Sanyo 公司开发了使用串联交替反应器，以 C3C8 烯烃为原料，采用镓金 属氧化物改性的 ZSM-5 催化剂，该工艺操作温度在 450，反应压力为 500KPa，空 速为 1.8h- 1，采用固定床反应工艺，芳烃收率在 45%50%。 美国 Mobil 公司开发了 M2-forming 技术，该工艺是以丙烯，正戊烷以及一些工业 物料为原料，如石脑油和轻质流化催化裂化（FCC）汽油，采用纯酸性 HZSM-5 分子 筛催化剂，在 538和液时空速 1.0h-1的条件下进行该工艺采用固定床反应器串联排列， 反应压力 0.30.7MPa，液态空速 0.52.0h 芳烃收率 55%。 法国 IFP 公司和澳大利亚的 Salutec 公司近年来开发的 Aroforming 工艺7，该工艺 适用于 LPG（液化石油气）和轻质烃等，采用添加金属氧化物的择形沸石催化剂，反 应产物分布接近于 Cyclar 工艺。 国内对低碳烃芳构化工艺的研究始于 80 年代，最早研究的是华东化工学院的吴指 南等人，在 1983 年其发表了相关文章，之后山西煤炭化学研究所根据工艺要求筛选出 了性能良好的镓改性 ZSM-5 催化剂8；抚顺石油学院之后以富含丁烯的 C4 馏份进行 试验得到了与其它单位的结果相似，并申请自己的发明专利9,10。 1.2 设计依据 （1） 齐齐哈尔大学毕业设计（论文）工作手册 （2）齐齐哈尔大学化学工程与工艺专业下达的毕业设计任务书 （3）GB/T17450-1998：技术制图图线 （4）GB/T17451-1998：视图 （5）GB/T17452-1999：剖视图和断面图 （6）GB/T16675-1996：技术制图简化表示方法 （7）国家建筑、化工建设等相关标准 1.3 厂址选择 根据工艺原料等要求本设计厂址选在陕西省神木县榆神化学工业园区，该厂区具 有以下优势 （1） 原料动力和市场优势 原料与市场是我们首先考虑的因素，而榆神工业园区具备完善的条件，在该园区 中神华陶氏已经完成当前世界最大的煤化工项目合作，并且该项目已于 2009 年 11 月 在陕西省榆林市神木县奠基，该项目产生大量副产物混合 C4，为本设计原料提供了保 障，同时榆神工业园区距离鄂尔多斯等产煤大户较近，如果生产规模进一步扩大，能 够保证原料充足，此外当地是重要的化工产地对芳烃的需求较大。 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 3 （2） 供水优势 陕西是缺水大省，所以建厂之前水资源使我们考虑的重点，而榆神工业园区将此 问题进行了很好地解决，全县水资源丰富，是陕西省唯一包括外流河和内陆河流的区 域。外流河属黄河流域，黄河流经县境 98 公里，目前，全县已建成瑶镇、采兔沟、常 家沟等 3 座水库，总库容近 1 万立方米，并且已开始筹划从黄河引水，全县工业和生 活用水有坚实保障。 （3）交通优势 随着榆神工业园区的发展，神(木)包(头)、神(木)黄(骅港)、神(木)延(安)3 条铁路大 动脉先后开通，外运能力达到 1.32 亿吨，榆神二级公路改造工程、府店一级公路、陕 蒙高速公路神木段、杨店一级公路先后竣工，外运能力达到 8000 万吨规模。县境内公 路总里程达到 4340 公里，其中三级以上油路 500 多公里，四级公路 940 公里，乡村公 路 2970 公里，为了进一步缓解煤炭外运的交通压力，概算投资 8800 万元，全长 19.2 公里的过境公路，已正式开工建设，已于 2007 年通车。神木已从根本上改变了封闭格 局，形成四通八达的交通网。 榆神化学工业园区北区清水工业园区紧邻榆神高速，附近有专门的铁路路线，产 品材料运输方便。 （4） 劳动力优势 神木县现有富余劳动力 5 万人以上，全国职业教育示范学校神木县职教中心， 每年可培养专业技术人才 1300 多名。富余劳动力和先进的职业教育为企业的发展提供 了充足的人力资源。 （5）土地优惠政策 凡是属于神木县重点投资领域的项目，优先安排用地，土地预审手续由县政府协 助办理；办理用地手续过程中涉及的行政事业性收费，按最低标准执行，土地使用期 满后，优先续用。 另外，投资高新技术、交通、能源、水利、环保等重点工程或城市基础设施建设， 承担国家重点工程项目所用的土地，符合划拨用地或协议出让条件的，可以采取划拨 或协议出让方式供给。 1.4 生产规模与生产制度 1.4.1 生产规模 芳构化项目生产规模为 200 000t/a，芳烃收率为 57.14%，所需要原料混合 C4 大 约 350 000 吨。 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 4 1.4.2 生产制度 生产时间：8000 小时。 由于本项目必须采用连续生产方式所以采用四班三倒制，对于所有进厂员工必须 经过安全培训，对于从事操作的员工必须对相关流程进行系统学习，满足相关资质， 严防各类不安全因素的发生，尤其是对芳构化合成车间操作人员要求更加严格，因为 反应器、塔的操作温度和操作压力过大都容易引发爆炸等危险事故，在日常或紧急事 件处理过程中员工必须按照操作要求，戴好防护措施，任何操作必须保证人员安全的 前提下进行，对于现场需要检查的仪表、泵、压缩机等设备，要保证工作人员定时检 查，以免发生意外，对于后勤、安保人员要就行不定期抽查，保证员工具有安全意识， 同时禁止一切明火和电子设备，保证安全生产。 1.5 原料与产品规格 1.5.1 原料规格 原料为混合碳四，其主要组分如表 1-1。 表 1-1 混合碳四其主要组分及其百分含量一览表 组分名称质量分数 丙炔（C3H4）0.02% 丙烷（C3H8）0.01% 丙烯（C3H6）0.01% 正丁烷（C4H10）4.43% 异丁烷（C4H10 ）0.16% 1-丁烯（C4H8）22.38% 异丁烯（C4H8）6.22% 2-丁烯 C4H8）64.54% 戊烯（C5H10）2.26% 1.5.2 产品规格 最终所要生成产品及规格如表 1-2。 表 1-2 生成产品及规格一览表 产品名称本厂规格国家规定 苯99.6%优级品 甲苯99.9%优级品 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 5 二甲苯95.6%混合二甲苯 C9 重芳烃98.9% 第 2 章 工艺设计与计算 2.1 工艺原理 2.1.1 反应机理 轻烃分子在 Zn/NiHZSM-5 催化剂上发生裂解、齐聚、环化、脱氢四个过程11,12。 烯烃 B 酸 正碳离子 裂解、氢转移 烯烃 H 二聚物 H 环化 L 酸 芳烃13 烷烃 L 酸 正碳离子 裂解、氢转移 烯烃 H 二聚物 H 环化 L 酸 芳烃13 2.1.2 主要反应方程式 （1）C4H8（异丁烯）+C4H8（1-丁烯）=C8H10（间二甲苯）+3H2 （2）C4H8（异丁烯）+C4H8（2-丁烯）=C8H10（对二甲苯）+3H2 （3）C4H8（1-丁烯）+C4H8（2-丁烯）=C8H10（邻二甲苯）+3H2 （4）12C4H8（1-丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2 （5）12C4H8（异丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2 （6）12C4H8（2-丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2 （7）C4H8（1-丁烯）+C4H8（2-丁烯）+8H2=8CH4 （8）C5H10+C4H8（2-丁烯）=C9H12+3H2 （9）C3H6+C3H8=C6H6（苯）+3H2 （10）12C4H10（正丁烷）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+33H2 2.2 工艺路线的选择 2.2.1 工艺流程简介 目前混合碳四芳构化的生产工艺主要有以下几种，由 BP 公司和 UOP 公司联合开 发的 Cyclar 工艺、由日本 Sanyo 石油化工有限公司开发的 Alpha 工艺，由 IFP 公司和 Salutec 公司联合开发了 Aroforming 工艺、由代田公司和三菱石油联合开发了 Z- FormingTM 技术，下面对每种工艺进行简单的介绍。 (1) Cyclar 工艺 13-16 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 6 Cyclar 工艺是由 BP 公司和 UOP 公司合作联合开发的最具代表性的低碳轻烃芳构 化工艺。该工艺主要是以 LPG(主要是轻质烷烃)为原料，采用的催化剂为 Ga 改性的 ZSM-5 沸石，采用技术为连续移动床再生工艺技术(如图 2-1)，催化剂的使用寿命为 2 年，原料组成对芳烃收率有影响，当丙烷单独进料时，芳烃收率为 53.1%，当以丁烷 为原料时，芳烃收率能够增加到 56%。Cyclar 工艺是于 1989 年在苏格兰建立的第一套 轻烃芳构化工业示范装置，并于 1990 年 1 月投产。该工艺存在的主要问题是，在反应 过程中生成的燃料气约占进料 30%左右，同时产生燃料气的主要成分为 CH4，这些燃 料气降低了该工艺的经济性。此外需要强调的是，工艺采用的移动床工艺技术增加了 投资费用和操作难度。 图 2-1 Cyclar 工艺流程图 此外，UOP 公司还在沙特新建了一套以 LPG 为原料的 Cyclar 芳构化工艺(120 万 吨/年)装置综合芳烃装。但迄今为止，Cyclar 工艺也只有此一套工业化装置。 (2) Alpha 工艺13-16 日本 Sanyo 石油化工公司开发的 Alpha 工艺是以石脑油裂解制乙烯装置产生的副 产的 C4-C5 残油或以 FCC 装置副产的轻烃为原料，使用的是 Zn 改性的 HZSM-5 沸石 催化剂17,18，催化剂使用寿命大约 2 年，操作温度大约 450，反应压力约为 500KPa，空速为 1.8h-1，采用工艺为固定床反应工艺，操作简单工艺流程如图 2-2。 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 7 图 2-2 Alpha 工艺流程图 第一套工业装置建立于 1993 年 7 月，产物中的芳烃分布比例为:苯 8%，甲苯 22.28%，乙苯 3%，二甲苯 28%，C9 芳烃 9%。 （3）Aroforming 工艺13-16 Aroforming 工艺是由 IFP 公司和 Salutec 石油化工有限公司联合开发的。该工艺的 主要反应原料可以是 LPG，也可以是轻石脑油，催化剂采用的是负载金属氧化物的择 形沸石分子筛，催化剂使用寿命大约 1 年，反应装置采用的是多个等温固定床管式反 应器串联，通过反应器的切换来实现催化剂的再生。当该工艺以石脑油进料时，芳烃 收率约为 54.9%，其中 H2为 2.9%，C1-C2 收率约为 27.4%，C3 约为 14.8%。当以 LPG 为原料时，产物分布接近于 Cyclar 工艺。 （4）Z-FormingTM 工艺13-16 Z-FormingTM 工艺是千代田公司和日本三菱公司联合开发的，其原料主要是 LPG 和轻石脑油，产物主要为芳烃和氢气。采用的催化剂族、B 族和B 族元素的金 属硝酸盐改性的沸石，工艺流程见图 2-3。该工艺采用多个固定床反应器串联，每台反 应器入口温度约为 500600，反应压力约为 0.30.7MPa，液态空速约为 0.52.0h，产物芳烃收率约为 55%。该工艺主要产物为芳烃、同时也产生高纯度氢气 和燃料气。在反应过程中虽然芳烃收率较高，但催化剂抗中毒能力不够强，因此需要 对原料进行加氢精制，此外又使用多台反应器串联完成反应，这造成其投资的增加。 因此 Z-FormingTM 工艺的工业应用未见报道。 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 8 图 2-3 Z-Forming TM 工艺流程图 2.2.2 反应工艺方案的比较及选择 通过以上四种工艺的介绍比较，我们发现其各有优缺点，将上面所叙述方案进行 整理比较如下表 表 2-1 各工艺流程比较一览表 项目Cyclar 工艺Alpha 工艺Aroformi 工艺Z-Formin 工艺 催化剂 Ga 改性的 ZSM-5 沸石分子筛 Zn 改性 HZSM-5 沸石分子筛 负载金属氧化物 沸石分子筛 族、B 族和 B 族元素金属 硝酸盐改性沸石 使用寿命 2 2 1易中毒 芳烃收率 53% 57% 54.9% 55% 反应器类型移动床固定床多段绝热床固定床串联 操作复杂性 操作复杂 操作简单操作简单 操作较复杂 通过上表比较可以看出无论是从催化剂的稳定性，使用年限还是反应器类型及操 作复杂性等方面考虑，Alpha 工艺与其他工艺路线相比都具有绝对优势。因此在工艺选 择时主要考虑了 Alpha 工艺。同时结合了洛阳石化芳构化项目，安达安瑞佳芳构化项 目，经过最终优化得到。 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 9 2.3 工艺流程简述 1 压缩机, 2-5 换热器,6 加热炉,7 反应器,8 气液分离罐,9 精馏塔,10 储罐,11-13 泵 图 2-4 全厂工艺流程图 经储罐来的混合 C4 气体经过压缩机达到反应压力 0.4MPa，原料气经换热器 E101 与分离塔塔底 C9 混合物进行热量交换温度达到 30，经换热器 E102 与反应器出口物 料换热，物料温度达到 264，原料经过加热炉加热，达到 430进入固定床反应器， 在压力为 0.4MPa，催化剂为 Zn/NiHZSM-5 分子筛19,20，反应其收率为 57.14%21，反 应后的物料经与 E102 换热后物料由 480变化到 170，进入气液分离罐，经分离罐 分离后气体从顶端出去温度为 55去罐区，分离罐低端为 55的液体主要为混合芳烃 苯、甲苯、二甲苯、C9 重芳烃等液体，这些液体进入切割塔进行分离，轻组分芳烃苯、 甲苯、二甲苯从塔顶流出，重组分芳烃在塔底流出，经与换热器 E101 进行换热后去罐 区，塔顶流出的轻芳烃进入下一工段进行精馏，进而实现将 C9 重芳烃与混合芳烃分离。 2.4 物料衡算 2.4.1 基础数据 基础数据：每年生产芳烃的量为 20 万吨，工作时间 8000 小时，芳烃收率为 57.14%， 由于反应为多个反应，因此经过查找相关文献确定了每个反应的选择性，关键组分及 转化率，并且根据石油化工基础设计手册里各种物质的恒压热容进行计算。 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 10 原料需要量: m200000 =35 0.57 m 产 总 万吨 质量流量: 350000000 43750/ 8000 m Lkg h t 各组分百分含量和质量流量: 表 2-2 原料的百分含量与质量流量一览表 原料名称百分含量质量流量 kg/h摩尔流量 kmol/h C3H4 0.02%8.750.218 C3H8 0.01%4.370.099 C3H6 0.01%4.370.104 C4H10（正丁烷） 4.43%1938.5533.35 C4H10（异丁烷） 0.16%70.021.21 C4H8（1-丁烯） 22.38%9793.41174.55 C4H8（异-丁烯） 6.22%2721.8548.51 C4H8（2-丁烯） 64.54%28229.35503.13 C5H10 2.26%988.9614.11 2.4.2 反应器的物料衡算 图 2-5 反应器物料衡算 进入反应器的物料组分 表 2-3 反应器进料组分一览表 原料质量流量 kg/h C3H4 8.75 C3H8 4.37 C3H6 4.37 C4H10（正丁烷） 1 938.55 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 11 C4H10（异丁烷） 70.02 C4H8（1-丁烯） 9 793.41 C4H8（异-丁烯） 2 721.85 C4H8（2-丁烯） 28 229.35 C5H10 988.96 由于该反应为多个反应，因此在计算过程中需要查找反应关键组分的选择性和转化率 其计算如下： （1）C4H8（异丁烯）+C4H8（1-丁烯）=C8H10（间二甲苯）+3H2（关键组分及转化率 C4H8（异 丁烯）0.4） 消耗： 48 0.4 48.51119.40kmol/h C H n 4 8 1 19.40kmol/ h C H n （丁烯） 剩余： 48 0.6 48.5129.11kmol/h C H n （异丁烯） 4 8 1 174.55 19.40155.14kmol/h C H n （丁烯） 810 19.40kmol/ h C H n （间二甲苯） 2 58.21 kmol/ h H n （2）C4H8（异丁烯）+C4H8（2-丁烯）=C8H10（对二甲苯）+3H2 （关键组分及转化率 C4H8（异丁烯）0.98） 消耗： 48 0.98 29.1128.53kmol/h C H n （异丁烯） 4 8 2 28.53kmol/ h C H n （丁烯） 剩余： 48 0.02 29.110.58kmol/h C H n （异丁烯） 4 8 2 503.1328.53474.6kmol/h C H n （丁烯） 810 28.53 kmol/ h C H n （对二甲苯） 2 82.5958.21143.8 kmol/ h H n （3）C4H8（1-丁烯）+C4H8（2-丁烯）=C8H10（邻二甲苯）+3H2 （关键组分及转化率 C4H8（1-丁烯）0.7） 消耗： 4 8 1 0.7 155.14108.59kmol/h C H n （丁烯） 48 2 108.59 kmol/ h C H n （丁烯） 剩余： 4 8 1 0.3 155.1446.54kmol/h C H n （丁烯） 4 8 2 474.6 108.59366.01kmol/h C H n （丁烯） 810 108.59 kmol/ h C H n （邻二甲苯） 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 12 2 325.77 143.8 469.57kmol/ h H n （4）12C4H8（1-丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2 （关键组分及转化率 C4H8（1-丁烯）0.8） 消耗： 4 8 1 0.8 46.5437.23kmol/h C H n （丁烯） 剩余： 4 8 1 0.2 46.549.31kmol/h C H n （丁烯） 66() 6.21 kmol/ h C H n 苯 78() 12.41kmol/ h C H n 甲苯 810 3.1 108.59111.69 kmol/ h C H n （邻二甲苯） 2 65.15469.57534.72 kmol/ h H n （5）12C4H8（异丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2 （关键组分及转化率 C4H8（异丁烯）0.8） 消耗： 48 0.8 0.580.47kmol/h C H n （异丁烯） 剩余： 48 0.2 0.580.12kmol/h C H n （异丁烯） 66() 0.0786.216.29 kmol/ h C H n 苯 78() 0.155 12.4112.57kmol/ h C H n 甲苯 810 0.039 111.69111.73 kmol/ h C H n （邻二甲苯） 2 0.82534.72535.54 kmol/ h H n （6）12C4H8（2-丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2 （关键组分及转化率 C4H8（2-丁烯）0.936） 消耗： 4 8 2 0.936 366.01342.59kmol/h C H n （丁烯） 剩余： 4 8 2 0.064 366.0123.42kmol/h C H n （丁烯） 66() 57.096.2963.38 kmol/ h C H n 苯 78() 114.19 12.57126.76 kmol/ h C H n 甲苯 810 28.55 111.73140.28 kmol/ h C H n （邻二甲苯） 2 599.52535.541135.06 kmol/ h H n （7）C4H8（1-丁烯）+C4H8（2-丁烯）+8H2=8CH4（关键组分及转化率 C4H8（1-丁烯） 0.93） 消耗： 4 8 1 0.93 9.318.66kmol/h C H n （丁烯） 48 2 8.66 kmol/ h C H n （丁烯） 2 69.28 kmol/ h H n 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 13 剩余： 4 8 1 0.07 9.310.65kmol/h C H n （丁烯） 4 8 2 23.428.6614.76kmol/h C H n （丁烯） 2 1135.0669.28 1065.78kmol/ h H n 4 69.28 kmol/ h CH n （邻二甲苯） （8）C5H10+C4H8（2-丁烯）=C9H12+3H2 （关键组分及转化率 C5H101） 消耗： 510 14.1 kmol/ h C H n 48 2 14.1 kmol/ h C H n （丁烯） 剩余： 4 8 2 14.76 14.10.66kmol/h C H n （丁烯） 912 14.1kmol/ h C H n 4 69.28 kmol/ h CH n （邻二甲苯） 2 42.3 1065.781108.08 kmol/ h H n （9）C3H6+C3H8=C6H6（苯）+3H2 （关键组分及转化率 C3H81） 消耗： 38 0.099 kmol/ h C H n 36 0.099kmol/ h C H n 剩余： 36 0.1040.0990.005 kmol/ h C H n 66 0.09963.3863.48 kmol/ h C H n （苯） 2 0.396 1108.081108.48 kmol/ h H n （10）12C4H10（正丁烷）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+33H2 （关键组分及转化率 C4H10（丁烷）0.9） 消耗： 410 0.9 33.3530.02kmol/h C H n （正丁烷） 剩余： 410 0.1 33.353.33kmol/h C H n （正丁烷） 66() 563.3868.48 kmol/ h C H n 苯 78() 10 126.76136.77 kmol/ h C H n 甲苯 810 1.25 168.81170.06 kmol/h C H n （邻二甲苯） 2 82.55 1108.481191.04 kmol/ h H n 表 2-4 反应器物料衡算表一览表 物料名称进入物料 kg/h出去物料 kg/h C3H48.758.75 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 14 C3H84.37 C3H64.370.2 C4H10（正丁烷）1 938.55193.86 C4H10（异丁烷）70.0270.02 C4H8（1-丁烯）9 793.4136.49 C4H8（异-丁烯）2 721.856.53 C4H8（2-丁烯）28 229.3536.96 C5H10988.96 C8H10(邻二甲苯)15 559.24 C8H10(间二甲苯)2 060.13 C8H10(对二甲苯)3 028.39 C6H6（苯）4 998.76 C7H8(甲苯)12 573.64 H22 382.14 CH41 108.48 C9H121 692.12 总计43 759.4343 755.71 2.4.3 气液分离罐物料衡算 图 2-6 气液分离罐物料衡算 该气液分离罐是根据物料温度降低来实现气体到液体的变化过程，其主要原理应 用的是物理变化。 表 2-5 气液分离罐物料衡算一览表 物料名称进口物 kg/h顶端出口 kg/h底端出口 kg/h C3H48.758.75 C3H60.20.2 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 15 C4H10（正丁烷）193.86193.86 C4H10（异丁烷）70.0270.02 C4H8（1-丁烯）36.4936.49 C4H8（异-丁烯）6.536.53 C4H8（2-丁烯）36.9636.96 C8H10(邻二甲苯)15 559.2415 559.24 C8H10(间二甲苯)2 060.132 060.13 C8H10(对二甲苯)3 028.393 028.39 C6H6（苯）4 998.764 998.76 C7H8(甲苯)12 573.6412 573.64 H22 382.142 382.14 CH41 108.481 108.48 C9H121 692.121 692.12 总计43 755.713 843.4339 912.28 2.4.4 精馏塔物料衡算 图 2-7 精馏塔物料衡算 本精馏塔的主要目的是分离重组分 C9 重芳烃和轻组分混合芳烃，本塔采用清晰 切割22，23的计算方式即比轻关键组分轻的都在塔顶，比中关键组分重的都在塔底，对 于轻重关键组分的选取是按照石油化工基础数据手册查找各物质在 55下的饱和 蒸汽压24，在计算每种物质的分压，并且由于各物质的摩尔分率我们也可计算，进而 根据 =P/Xi算出其挥发度。具体计算过程如下表： 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 16 表 2-6 各物质的挥发度一览表 物质名称C6H6（苯）C7H8(甲苯)C8H10(邻二甲 苯) C8H10(间二甲苯)C8H10(对二甲苯) 饱和蒸汽压 mmHg 7.033.412.362.152.18 分压 mmHg0.410.190.140.130.13 摩尔分率0.130.330.370.050.07 挥发度3.060.610.372.511.72 根据以上数据我们可以看出此精馏塔重关键组分 C9 重芳烃，轻关键组分邻二甲苯。 并且轻重混合芳烃的进料流 F 为 413.95 kmol/h，塔底邻二甲苯含量 0.002，塔顶重芳烃 含量为 0.0001，将各组分计算结果列于下表。 根据塔的物料衡算公式可知： 0.00214.1 0.0001 FDW WWD 398.86kmol/h 15.09kmol/h D W 表 2-7 塔的物料衡算一览表 物料塔的进口物料 kg/h塔顶端出口 kg/h塔底端出口 kg/h C8H10(邻二甲苯)15 559.2415 555.693.55 C8H10(间二甲苯)2 060.132 060.130 C8H10(对二甲苯)3 028.393 028.390 C6H6（苯）4 998.764 998.760 C7H8(甲苯)12 573.6412 573.640 C9H121 692.120.03981 692.08 总计39 912.2838 216.651 695.63 2.5 热量衡算 本设计的工艺条件： 反应器出口物料温度 480 反应器出口物料经换热器 E102 换热后其温度 170 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 17 精馏塔塔底出口物料温度 140 塔底产物经换热器 E101 换热后其温度为 50 2.5.1 换热器 E 101 表 2-8 为换热器 E 101 的热量衡算物质参数一览表。 表 2-8 换热器 E 101 的热量衡算物质参数一览表 物料质量流量 kg/h比热24cal/mol.K C9H121 692.0860.89 C8H10(邻二甲苯)3.5553.77 C3H48.7515.7 C3H64.3717.32 C3H84.3720.28 C4H10（正丁烷）1 938.5523.45 C4H10（异丁烷）70.0223.45 C4H8（1-丁烯）9 793.4121.64 C4H8（异-丁烯）2 721.8521.64 C4H8（2-丁烯）28 229.3521.64 C5H10988.9626.31 (1)塔底物料带出热量 根据查找手册塔底出口 C9H12的热容为 cp =60.89cal/mol，邻二甲苯的热容为 cp =53.77cal/mol 37 912 60.89 1692.08 10(14050) 1207.72 10 cal/h C H qcm t 35 810 53.77 3.55 1014050)961.55 10 cal/h C H qcm t 7 912810 =q7.74 10 cal/h C HC H Qq (2)原料经塔底换热后的温度变化t，每种物质的热量变化为 C3H4的热量变化 33 34 15.7 8.752 10403.42 10cal/h C H qcm ttt C3H6的热量变化 33 36 17.32 4.376 10421.78 10cal/h C H qcm ttt C3H8的热量变化 33 38 20.28 4.376 10442 10cal/h C H qcm ttt C4H10的热量变化 35 410 23.45 (1938.55270) 10588.17 10cal/h C H qcm ttt 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 18 C4H8的热量变化 37 48 21.64 (9793.4092721.8528229.35) 101.57 10cal/h C H qcm ttt C5H10的热量变化 35 510 26.31 988.968 10703.71 10cal/h C H qcm ttt 所以原料吸收的总热量 7 =1.68 10tcal/hQ ( 3 )根据热量平衡原理 Q吸=Q放计算得 77 1.68 10t=7.74 10t5 所以经反应器出口温度达到 30 表 2-9 换热器 E 101 热量衡算表一览表 进口温度出口温度热交换量 cal/h 原料混合物2530 塔底混合物14050 7.74107 通过运用反应所产生的热量对原料进行加热即增加了热量的利用率又降低了公用工 程的消耗量，极大的节约了经济成本。 2.5.2换热器 E 102 表 2-10 为换热器 E102 热量衡算各物质数据参数。 表 2-10 换热器热量衡算各物质参数一览表 物料名称冷物料 kg/h比热22cal/mol热物料 kg/h比热22cal/mol C3H48.7520.808.7521.09 C3H84.3729.04 C3H64.3724.190.225.42 C4H10（正丁烷）1 938.5538.02193.8638.46 C4H10（异丁烷）70.0238.0270.0238.74 C4H8（1-丁烯）9 793.4133.1536.4933.645 C4H8（异-丁烯）2 721.8533.156.5333.645 C4H8（2-丁烯）28 229.3533.1536.9633.645 C5H10988.9641.96 齐齐哈尔大学毕业设计（论文） 19 C8H10(邻二甲苯)15 559.2453.52 C8H10(间二甲苯)2 060.1353.52 C8H10(对二甲苯)3 028.3953.52 C6H6（苯）4 998.7635.79 C7H8(甲苯)12 573.6444.24 H22 382.1473.37 CH41 108.4812.16 C9H121 692.1278.88 总计43 759.4343 755.71 （1）反应器出口温度 480经过与 E101 出口换热后达到 170，其带出热量： C3H4的热量变化 36 34 21.09 8.752 10310401.42 10 cal/h C H qcm t C4H10的热量变化 37 410 38.46 (193.8670) 10310585.34 10 cal/h C H qcm t C4H8的热量变化 37 48 33.68 (33.696.5336.96) 10310561.48 10 cal/h C H qcm t C8H10的热量变化 39 810 53.52 (15559.242060.133028.31) 10310 1063.22 10 cal/h C H qcm t C7H8的热量变化 39 78 44.24 12573.64 10310921.86 10 cal/h C H