年产十万吨对二甲苯精馏工段工艺设计

1Processdesignofthedistillationsectionforp-xylenewithan本设计是年产10万吨对二甲苯精馏段的设计。在这个项目中，我们收集了大量国内外相关资料，并对其进行了计算和精馏塔的设计方法，并根据资料进行修正。该计划分为三大部分：(1)概述了国内外对二甲苯生产技术和现有对二甲苯的发展概况，以及对二甲苯的各种生产方法。(2)确定了合理的工艺流程后，对各阶段进行了计算，并对处理方案和设备塔进行了详细的设计计算。(3)制定设计方案，包括工艺方案、装配配置方案、塔体方案等。简而言之，本项目将利用所学知识进行独立设计。他也知道在实践中所需要的知识和技能。与此同时，他对过去的知识进行了检验。关键词：对二甲苯，精馏，工艺设计，绘图23Thisdesignisthedesignofpaof100,000tons.Inthisprojectrelevantdata,andcarriedouttandrevisedaccordingtodevelopmentofparaxylene,aswellasvariousproductionmethodsofparaxyleneareforeachstage,andthetrea(3)formulatedesignscconfigurationscheme,towerneededinpractice.Atthesametime,hetestedhisknowledgeofthepast.Keywords:paraxylene,distillation,processdesign,drawing1第一章文献综述对二甲苯是一种无色透明液体，具有芳香气味。表1-1名称数据1.中文名称1,4-二甲苯，对二甲苯2.英文名称para-xylene,1,4-dimethy3.结构或分子式5.蒸汽压6.闪点(℃)25℃(封闭式),27.2℃(开放式)7.溶解情况8.密度相对密度(20/4℃水)0.8611,(25/4℃水)0.8610;相对密度(空气=1)3.66稳定10.折射率表1-2名称它对金属没有腐蚀性化形成对苯二甲酸。它类似于其他氧化剂和邻二甲苯。在碳酸钠水溶液和空气存在下，对二甲苯在250℃和6mpa下产生对甲基苯甲酸，对苯二甲酸和乙醛。通过在120℃下在空气中液相氧化钴盐来合成对甲基苯甲的热解产生甲烷，氢气，甲苯，对甲苯和2,12、稳定性6-二甲基肼。稳定3、禁配物强氧化剂、酸类、卤素等4、聚合危害不聚合甲基可以被常见的氧化剂氧化。例如，对甲5、常见的化学反应苯甲酸被稀硝酸氧化，然后对苯二甲酸被连续氧化；酸性高锰酸钾也将甲基氧化成羧基。甲基上的氢原子可以被卤素取代在世界消费结构中，PTA、DMT、医药等80%以上的PX用于PTA、DMT、医药等领域。21世纪聚酯生产的稳定发展，促进了对二甲苯和PTA生产的快速增长。全球PX生产效率自2000年以来已超过4%。2007年，全球PX产量达到2969万吨。中东地区全球PX产能增长13%以上，亚太地区芝麻站产能增长9%,同比增长1938.5万吨，世界需求增长8%,同比增长2641.7万吨。在亚洲、美国和欧洲，有9%。糖浆的主要PX生产区在亚洲的年生产能力为1938.5吨，占世界总生产能力的63%。生产能力强，生产速度快，中东地区已达到268万吨。全球PX近来状况如表1-2所示。表1-1地区2006年2007年2008年2009年北美232南美000欧洲001中东、非洲9547651北美862南美90欧洲474中东、非洲877需求合计876我国目前生产的10多家重油气集团储运生产企业集中在钨、钨及石化有限公司、石油化工技术有限公司，并于2007年至2010年在吸附剂和生产改质方面进行了技术改造。技术，目前的商店。8000万吨/年超过2亿吨/年。不要建议增加。2009年，中国的新能源生产将使84吨/年和福建天主教炼油厂7000万吨/年受益，而现在，钨、地方政府和比尔的公司，虽然知道艾伦)在海南。石油储备基地建设等相关项目投资3540亿元，投资100万吨/年分解装置、沼气、60吨/年APX装置、9000万吨/年TPTA装置，包括洛阳石化公司。其他4500万吨2008年国内PX设备的生产能力如下表所示。表1-2万t/a企业名称企业名称上海石化乌鲁木齐石化辽阳石化洛阳石化))LC丽东)天津石化)金陵石化)合计产量增长迅速。2004年，PTA的产量是4835万吨，但在过去的几年里，中国工业协会秘书长PTA的快速增长，根据当时的情况，在2008年，PTA(对香肠的苄基酸)。做(PTA)生产能力正在提高930吨，产能逐年提高，水量较大。据统计，2008年，中国进口1-7月21日库存410吨，比去年增加473吨26.74%。一般人群。去年进口货物每吨1.282美元，同比增长9.88%。1第二章产品的生产技术及工艺评述传统PX主要从事原材料的生产，石油和汽油以及制氢、煤焦油产品的生产。材料有限贮存的热力学质量分数不超过24%。在低温下，为了储存决策过程，回收率越高。商店员工的集中度。材料的低温结晶过程对低温结晶。结晶过程的两阶段决定。温度-62-68度，重沉淀85~90%的甲苯，第二级高纯混合甲苯。苯是一种。公告系统的分钟数，所以照片是非常复杂的，其中很多，可以恢复低海拔形成的理论，这将提高无限极限的极限。到总冷却回收率-6565%以上。因此，低温结晶法较低，用单向甲苯、甲苯回收率较高，且损失较多。染料。甲苯。它是需要高分离装置的结晶，或是将旋转的过滤器作为低温结晶的过滤器，加速了设备的投资和维修成本，而当时的机械制造和加工水平相对较低，自动化控制技术在设备在低温结晶过程中的落后令人难以置信。当我想做一个流程时，维护成本很高。因此，模拟移动床分离技术根据低温结晶法的发展而得到的结果较多。2.1.2.1GT-CrystPX工艺由GTC和Lyondell共同开发的GT-CrystPX工艺是对传统低温结晶工艺的改进。正是由于现代制造业的发展和自动控制的应用系统，在此过程中结晶设备的可靠性和规模得到了极大的改善(结晶阶段的数量和旋转设备所需的相应减少量),因此其竞争力也有明显的改善。该方法可以在更薄或富含PX的材料的条件下进行。2.1.2.2Mobil工艺由美国Mobil公司开发的PX结晶分离方法与GT-CrystPX方法基本相同。结晶过程由四部分组成：预冷，结晶，离心和产品洗涤。为了提高整个生产过程中PX的回收率，可以将经济回收添加到相应的部分，从而可以使母液的PX回收再结晶。复苏部分和结晶阶段的数量可以根据实际情况和需要。PX的回收率为多级或单级。结晶器的每个回收阶段的结晶温度会依次降低，得以获得更高的PX产率。1BP开发的PX结晶分离工艺与前两种结晶工艺基本相同，包括结晶部分和回收部分，初始物料的适宜浓度范围至少为55%-60%,浓度理想作用60%以上，想结晶温度-1-1-13C,质量分数90%时回收率为%PX纯度可超过99.8%。MWB工艺由瑞士Sulzer公司开发。动态晶体集成的过程是运用河膜晶体技术。在全世界有60多套MWB工艺设备。热泵晶体机器是该工艺的最核心设备，Proabd工艺由befsprokem开发，befsprokem是法国JohnBrown的一个部门，是静态分散晶体工艺(MSC)的一部分。该工艺的核心是回收二甲苯的结体管的设计和静态操作，二甲苯的纯度可能接近100%。2.1.2.6PXPlusXP工艺团)联合开发的，垂直刮板Badger/Niro螺丝垫圈用于确定洗涤的特性。在纸浆为洗涤溶液返回洗涤器。据说该方法可以得到纯度为99.9%的对二甲苯，回收率可达93.5%。心分离和清洗过程的决策与决策，并在系统恢复后存储和mwb增加。UO2.1.3.吸附分离法吸附分离方法，已经发展了近30年，被世界各国广泛应用。该方法最早作为uopparex工艺和日本Toray公司的Aromax工艺的代表，用于分离对苯二甲吸附、洗涤、蒸馏等方法分别对对二甲苯进行清洗，以获得良好的收率和纯度。2.1.3.120世纪60年代，美国石油产品协会(oop)推出了Parex工艺法。C8异构体在分子筛中被约1nm的微孔通道吸附，并且对二甲苯被微孔强力Cs芳烃中的组分，回收更方便。改造的核心技术是模拟移动床工艺，材料进出塔的周期性吸附分布完全采用uop的专有技术，即24路旋转分配阀。入口和出口阀门，在每个室中，材料和吸附剂相继接周法进行了一系列分离实验。据统计，到1992年，全世界共投入生产56台parex工艺设备。采用混合法生产对二甲苯的产能超过2.105吨。2.1.4.其他工艺2.1.4.1Bil公司开发了甲苯制对二甲苯的工艺，并对合成气的选择性进行了研究，当甲苯转化为13.6%时，其选择性可达到88%,在460℃,0.17mpa的条件下。该方法的催化剂抑制了mx(ox)的产生，并且对不产生mx(ox)的厂2.1.4.2Gevo公司是美国一家可再生化学制造商，利用自行开发的微生物WG-TOLALKGTC工艺在使用高硅分子筛作为催化剂的固定床上进行，典型的操作条件为400-450℃。0.1至0.5MPa,对二甲苯选择性大于85%。一个20万吨/年的对二甲苯工厂每年消耗约204,000吨甲苯。甲醇为12万吨/年，从这一过程中生产1吨对二甲苯所需的量可从2.5吨减少到1吨。甲醇资源丰富，价格较低，无副产品。GTC技术认为，甲苯与甲醇的混合气化和通低构件的生产成本。20万吨/吨tollak工艺设备投资7000万美元，生产成本360自1979年以来，国内外对甲苯高浓度烷基化反应直接合成对二甲苯进行了广泛的研究，并通过各种方法对zsm-5的结构进行了改进。然而，研究表明甲苯变化。zsm-5作为催化剂的选择性和选择性得到显着改善。同时，随在该设计中，通过甲苯甲醇烷基化方法生产PX,甲苯在ZSM-5催化剂的作原料之一就是甲醇是甲苯与甲醇烷基化，因此当甲醇和甲苯烷基化产生PX化剂。采用分子筛形状选择性催化合成了PX。93%至98%。同时，甲基丁烯可以同时生产乙烯和丙烯。乙烯是苯甲酸的原料甲基丁烯与甲基的平行生产在反应过程和催化剂上达到了生产PX和塑料的目的。其显著特点是，对二甲苯的产率是一般选择性鉴别苯方法的两倍。生产1吨PX产品所需的苯的选择性分化可从2.8吨减少1.0吨。甲基相对便宜，忽略1将甲苯与原料甲醇和回收的甲醇混合，然后进入热交换器(E101),将原料混合物加热至460℃。然后在反应器1和反应器2(R101-2)中与ZSM-5沸石催化剂反应。在反应结束后，混合气体通过热交换进入气液分离器(V101)以的油相分离为甲苯和二甲苯的PX精馏塔(T101)。由于甲苯甲醇烷基化PX的高选择性，可以通过精馏塔直接分离纯度高达96.5%的PX产物。在塔顶部使用部分冷凝器将一小部分气体回收到回收系统，并且反应器和两级反应器。通过色谱法(V102)分离的水相进入甲醇柱(T102)。第三章主要精馏塔的工艺设计本设计是对上述工艺流程中的甲苯和对二甲苯分离精馏塔的设计XyXy表3-2甲苯和对二甲苯的物理性质沸点(℃)临界温度tc(℃)临界压强Pc(kPa)温度℃温度甲苯，mN/m温度℃甲苯，kg/m³对二甲苯，kg/m³表3-6液体粘度μ温度℃甲苯(mPa.s)对二甲苯(mPa.s)原料液(F)含甲苯：55%13.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数甲苯的摩尔质量MA=92.14Kg/kmol对二甲苯的摩尔质量Mg=106.09Kg/kmol3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=0.588×92.14+(1-0.558)×106.09=98.31MD=0.996×92.14+(1-0.996)×106.09=92.20Mw=0.005×92.14+(1-0.005)×106.09=105.613.2.3物料衡算产品产量甲苯的进料量：总物料衡算苯物料衡算D=86.591Kmol/h,W=60.593.3塔板数的确定3.3.1理论板层数的求取本设计我采用图解法来求理论板层数。①查手册得甲苯-对二甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图X01Y01②求最小回流比及操作回流比1采用作图法。在图中得对角线上，从点X,=0.558向上做垂线，该线与平衡取操作回流比：R=1.5Rn=1.5×1.L=R×D=2.823×86.591=244.446Kmol/hV=(R+1)×D=(2.823+1)×86.591=331.037Kmol/hL=L+F=244.446+147.188=391.634V'=V=331.037Kmol/h④求操作线方程总的理论板层数Nr=24(包括再沸器),进料板的位置是N,=12①操作温度用试差法，由已知yo=xø=0.996X塔釜=0.0021②相对挥发度计算各温度下的甲苯对对二甲苯的相对挥发度计算公式为温度℃α③液相粘度精馏：X₁=0.97,Y¹=0.993进料：X₂=0.588,Y₂=0.768提溜：X₃=0.002,Y₃=0.010精馏段：1μLD=0.97×0.244+(1-0.97)μLE=0.588×0.247+(1-0.588)μzw=0.002×0.202+(1-0.002)④液体表面张力1σLw=0.002×15.41+(1-0.002)×16.2精馏板的全板效率为：E₁=0.49(a精×μ精)⁰-45=0.49×(2.2085×0.2465)⁰245=0.569提馏板的全板效率为：E₁=0.49(α提×μ提)⁰245=0.49×(2.124×0.234)⁰245=0.582精馏段实际板提馏段实际板总的实际板层数为NT=43(包括再沸器),进料板的位置为NF=21⑤塔底操作压力：Pp=101.3KPa进料板PF=101.3+0.7×20=115.3KPa塔釜PF=101.3+0.7×43=131.4KPa精馏段Pm=(101.3+115.3)/2=108.3KPa提馏段Pm=(115.3+131.4)/2=12⑥平均摩尔质量计算塔顶：MDm=0.993×92.14+(1-0.993)×106.09=92.24Mm=0.97×92.14+(1-0.97)×106.09=92.56进料板：MVFm=0.768×92.14+(1-0.768)×106.09=95.38MLFm=0.588×92.14+(1-0.588)×106.09=97.8塔釜：MVwm=0.01×92.14+(1-0.01)×106.09=105.12MLF=0.002×92.14+(1-0.002)×106.09=106.06精馏段平均摩尔质量Mvm=(92.24+95.38)/2=93.81MLm=(92.56+97.89)/2=95.225提馏段平均摩尔质量Mvm'=(95.38+105.12)/2=100.25Mm'=(97.89+106.06)/2=101.975⑦平均密度计算由理想气体状态方程计算精馏段提馏段液相平均密度依下式计算：1m1第四章塔及其附属设备的计算与选型4.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1.1精馏段塔径的计算4.1.1.1精馏段的气、液相体积流率为：这个公式得，其中的C₂₀由图可查取，横坐标为：取板间距HT=0.50,板上液层高度h₁=0.06m,则H-h=0.5-0.06=0.44m查图得C₂0=0.0951取安全系数0.6,u=0.6u1=0.6umax=0.6×1.456=0.87m/s按标准塔径圆整后为D=2m塔截面积为实际空塔气速为4.1.2提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为：,其中的C₂0由图查取，图的横坐标为：取板间距HT=0.55,板上液层高度h₁=0.08m,则H-h=0.55-0.08=0.47m查图得C₂₀=0.1取安全系数0.6,u=0.6u₂=0.6umax=0.6×1.376=0.826m/s按标准塔径圆整后为D=2.0m塔截面积为实际空塔气速为4.1.3精馏塔的高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)H=(20-1)×0.5=9.5m提馏段有效高度为乙提=(N提-1)HT=(23-1)×0.55=12.1m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m,塔釜与裙坐为2.0m,塔顶封头为1.5m故精馏塔的高度为Z=Z精+Z提+0.8+2.0+1.5=9.5+12.1+0.8+2.0+1.5=25.9m4.2塔板主要工艺尺寸的计算当D=2.0m时，可以选择单溢流弓降液器，不设置进口堰，采用凹形液体接收盘。各项的计算如下：取lw=0.66D=0.66×2.0由hw=hi-how,选用平直堰，堰上液层高度板上清液层高度为h=0.06-0.023=0.037m(3)弓形降液管宽度Wa和截面积AfA,=0.072A₁=0.072×3.14=0.液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度ho取u₀=0.25m/s,则hw-h₀=0.037-0.025=0.012m>0.故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h=40mm。因D≥800mm,故塔板采用分块式。查得，板块可以分为3快。取W,=W,'=0.07m,W.=0.05m开孔区面积Aa其中故本设计所处理的物系没有腐蚀性，可选用δ=3mm的碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3×do=3×5=15mm筛孔数目开孔率为气体通过筛孔的气速为筛板塔溢流装置包括溢流堰、降液口和接收板。塔的尺寸和结构对塔的性能有重要影响。根据经验等影响因素，当D=2.0m时，可以选择单溢流弓降液器，不设置进口堰，采用凹形液体接收盘。各项计算如下：由h=h-hw,选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1,则取板上清液层高度h=0.08-0.0297=0.05m(3)弓形降液管宽度Wa和截面积A,1故A,=0.13A₁=0.13×3.14=0.408m²液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。取u₀=0.25m/s,则h-h=0.05-0.038=0.012m>0.故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h=50mm。因D≥800mm,故塔板采用分块式。查得，板块分为3快。取W,=W,=0.07m,W.=0.05m开孔区面积A其中1故筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3×d₀=3×气体通过筛孔的气速为4.3筛板的流体力学验算由d₀1δ=5/3=1.67,1气体通过液层的阻力h由式F₀=ua√Pv=0.94×√3.15=1.67kg¹2/查图，得充气系数β=0.58。故h=βh₁=β(hw+h₀w)=0.58×(0.037+0.023)=0.0348m液柱液体表面张力所产生的阻力h。气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算：hp=h+h+h。=0.048+0.0348+0.0019=0.0847m液柱气体通过每层塔板的压降为：△pp=h,PL8=0.0847×775.449×9.81=644.3Pa<0.7kPa(设计允许值)对于筛板塔，液面落差不大，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带量由式在本设计中液沫夹带量e,在允许范围内。4.3.1.4漏液1uomin=4.4C₀√(0.0056+0.13h-h₆)P=4.4×0.772×√0.0056+0.13×0.06-0.0019)775.449/3.15=实际孔速U₀=11.7m/s>uo,min为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Ha应服从关系Ha<甲苯-对二甲苯物系属一般物系，取φ=0.5,则φ(HT+h)=0.5×(0.50+0.而Ha=hp+h+h板上不设进口堰ha=0.153(u₀)²=0.153×0.25²=0.0096m液柱H₄=0.0847+0.06+0.0096=0.154m液柱Ha≤φ(H+hw)4.3.2提馏段由d₀1δ=5/3=1.67,1(2)气体通过液层的阻力h₁计算气体通过液层的阻力h,由式F₀=ua√P,=0.895×√3.77=1.74kg¹²/查图，得β=0.56。故h=βh₁=β(h+h₀w)=0.56×(0.05+0.0297)=0.04m液柱(3)液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力h。气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算：hp=h+h₁+h₆=0.048+0.04+0.0018=0.09m液柱气体通过每层塔板的压降为：△pp=h,PL8=0.09×762.43×9.81=673Pa<0.7kPa(设计允许值)对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带量由式故在本设计中液沫夹带量e,在允许范围内。4.3.2.4漏液Uomin=4.4C₀√(0.0056+0.13h-=4.4×0.772×√0.0056+0.13×0.08-0.0018)762.43/3.77实际孔速u₀=12.29m/s>U₀,min稳定系数为故在本设计中无明显漏液。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Ha应服从关系H₄<<φ(H+h)甲苯-对二甲苯物系属一般物系，取φ=0.5,则φ(HT+h)=0.5×(0.55+0而Ha=hp+h+h板上不设进口堰ha=0.153(u₀)²=0.153×0.25²=0.0096m液柱Ha=0.09+0.08+0.0096=0.180m液柱Ha≤φ(HT+h)故在本设计中不会发生液泛现象。1漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。整理得V.,min=12.46×√0.00851+0.072L23在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V,值，计算结果列于下表。由此表数据即可作出漏液线1。4.4.1.2液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，由1h,=0.0575+1.385L²¹³,H-h,=3.0825-1.3整理得V₅=54.31-24.4L2/3在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值，计算结果列于下表。由此表数据即可作出液沫夹带线2。4.4.1.3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰，取堰上液层高度h=0.015m作为最小液体负荷标准。据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。这条管线也称为降液管超负荷线。液体流量超过这条线，这表明液体流量太大，下水管的液体停留时间太短，和泡沫进入下水管带入下层塔板之前可以与液相以θ=4s作为液体在浆液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。当气液两相负荷超过这条线时，塔内会发生溢流，使塔无法正常运行。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛。在阀盘水动力计算中，经常要考虑到溢流问题。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高令联立得忽略h,将h,ha与Ls,h.与V的关系式带入上式，整理得式将有关数据带入，得：b'=0.5×0.5+(0.5-0.58-1)×0.037=0.0.00636V²=0.21-140.5在操作范围内，任取几个L,值，依上式计算出V值，计算结果列于下表：由此表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得Vs,max=9.5m³/s,Vs,min=2.故操作弹性为4.4.2提馏段漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。1uo.min=4.4C₀√(0.0056+0.13h₁-h.)P整理得V.min=9.613×√0.0103+0.065L21³在操作范围内，任取几个L,值，依上式计算出V,值，计算结果列于下表。由此表数据即可作出漏液线1。当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV≤0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg由h,=0.125+1.25L²'3,H-h,=0.425-1.2在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值，计算结果列于下表。1由此表数据即可作出液沫夹带线2。液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰，取堰上液层高度h=0.015m作为最小液体负荷标准。取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。这条管线也称为降液管超负荷线。液体流量超过这条线，这表明液体流量太大，降液管的液体停留时间太短，和泡沫进入下水管带入下层塔板之前可以与液相以θ=4s作为液体在浆液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Ha令1式中b=φH₇+(φ-β-1)hwb'=0.5×0.55+(0.5-0.56-1)×0.05=0.2在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值，计算结根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图1在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得Vs,min=3.820m³/s,Vs,min=1.0故操作弹性为4.5热量衡算、换热器及管道选取4.5.1塔顶冷凝器4.5.1.1换热器面积△t₁=115.095-45=70.095℃△tr=0.995×360+0.005×353.3=359.97kjw=v×MDm=331.037×92.56=30640.78假设K=800W/(m².℃)根据S=51.077m²查手册可知：公称直径：450mm公称面积：57.8m²1管长：4500mm管子总数：220管程数：1壳程数：1管子尺寸：碳钢中=19mm排列方法：等边三角形c水=4.220kj/(kg·k)4.5.1.4管道选取①塔顶采出管管径取塔顶采出管体积流速为30m/s,由公式根据管子规格，取得管径为φ=219×6.0DN200②回流管管径计算取回流体积流速为2.0m/s,由公式根据管子规格，取得管径为φ=53×3.5DN311③塔顶冷凝器冷却水管径取回流体积流速为2.0m/s,由公式Vs=we/p根据管子规格，取得管径为φ=108×4DN100tw=128.83℃查手册得r甲苯=351.2kj/kg;r对二甲苯=346.3kj/kgr=0.004×351.2+0.996×346.3=346.32kjw=v×MDm=391.634×105.12=41168.5661假设K=800W/(m².℃)根据S=47.6m²查手册可知：公称直径：450mm公称面积：57m²管长：4500mm管子总数：220管程数：1壳程数：1排列方法：等边三角形140℃r水=2165.5kj/kg①塔釜产品采出管管径取产品采出体积流速为2.0m/s,由公式根据管子规格，取得管径为φ=57×3.5DN50②再沸器蒸汽管管径计算取原料进料体积流速为30m/s,由公式140℃时，蒸汽的潜热为2148kj/kg密度为1.962kg/m³根据管子规格，取得管径为φ=108×4DN1001根据管子规格，取得管径为φ=25×3DN204.5.3进料预热器w=F×M=48.54×86.53=4200kg/hCp₁=1.52×0.40+1.52×0.60=1.52C甲苯=2.02j/(kg·k)C对二甲苯=1.98kj/(kg·k)Cp₂=12.02×0.40+1.98×0.60=2Q=WCpe(△t₁-△t₂)=4200×1.76×(120.0-48.0)=532224kj/h1根据S=8.0m²查手册可知：公称直径：273mm管长：3000mm管子总数：56管程数：2壳程数：1管子尺寸：碳钢ø2.5×2.5排列方法：等边三角形4.5.3.3预热器加热蒸汽量①预热器蒸汽管径的计算取原料预热气体积流速为10m/s,根据管子规格，取得管径为φ=76×4DN70②预热器水流出管管径的计算取水的体积流速为1.0m/s,由公式1DN7Vs=ws/p=FM÷p=44.29×83.72÷3600÷793.2=0.0013m³/s根据管子规格，取得管径为φ=57×3.5DN504.5.4塔顶产品冷凝器C甲苯=2.05kj/(kg·k)C对二甲苯=1.97kj/(kg·k)cp=2.05×0.97+1.97×0.03=240℃时C甲苯=1.66kj/(kg·k)c对二甲苯=1.61kj/(kg·k)cp=1.66×0.97+1.61×0.03=1w.=D×Mp=19.39×79.09=1533.6Q=WCpe(t₂-t₁)=1533.6×1.86×(81.7-40)=118946kj/hs=Q/k△tm=118946/(350×15.90×31根据S=5.94m²查手册可知：公称直径：273mm管长：2000mm管子总数：66管程数：1壳程数：1管子尺寸：碳钢42.5×2.5排列方法：等边三角形t=35℃c水=4.181kj/(kg·k)t=45℃c水=4.220kj/(kg·k)①塔顶产品冷凝器冷却水管道W。=2832kg/h根据管子规格，取得管径为φ=45×3.5DN38②塔顶产品采出管径取水的体积流速为1.0m/s,由公式根据管子规格，取得管径为φ=38×3.5DN31cp=2.13×0.02+2.13×0.98=2.40℃时C甲苯=1.66kj/(kg·k)c对二甲恭=1.61kj/(kg·k)cp=1.66×0.02+1.61×0.98=1.w=wMw=91.80×24.90=2285.8假设k=400w/(m²·℃)s=Q/k△tm=297077/(400×23.27×364.5.5.2塔顶产品冷凝器型式及材质根据S=8.87m²查手册可知：公称直径：273mm公称面积：9.7m²管长：3000mm管子总数：56管程数：21壳程数：1管子尺寸：碳钢ø2.5×2.5排列方法：等边三角形t=35℃c水=4.181kj/(kg·k)t=45℃c水=4.220kj/(kg·k)①塔釜产品冷凝器冷却水管道取水的体积流速为1.0m/s,由公式根据管子规格，取得管径为φ=57×3.5DN50②塔釜产品采出管径取水的体积流速为1.0m/s,由公式根据管子规格，取得管径为φ=38×3.5DN311进料流量为5.2m³/h,可取50Y—60B离心泵其性能参数：流量9.9m³/h扬程38m转速2950r/min轴功率2.39kw效率35%进料流量为5.4m³/h,可取50Y—60B离心泵其性能参数：流量9.9m³/h扬程38m转速2950rmin轴功率2.39kw效率35%序号项目精馏段1218开孔区面积As,cm²2.315相流量Vs,m³/s2.738相流量Ls,m³/s0.008356789降液管形式弓形弓形堰上液层高度h₀w,m0.02330气相负荷上限Vs,max,m³/s9.5115降液管底隙高度h,m0.02531气相负荷下限Vs,mn,m³/s2.051第五章经济核算本设计中使用的估算依据是用于估算的主要设备是甲苯甲醇烷基化反应器，脱醇精馏塔，二甲苯精馏塔，泵，罐等。粗略估计这些主要设备。主要的估计方(1)主要是根据设备的类型和材料计算设备的成本。有些零件是根据市场价格估计的。(2)脱甲醇精馏塔和二甲苯精馏塔的成本估计约为所用材料成本的3倍：换热器和储罐的成本估计约为所用材料成本的4倍；(3)进料泵和增压泵的成本估算是通过查阅《化工建设设备成本估算》或由专业人员进行的。5.2估算成本经过工艺流程的确定、工艺设备的选型、工艺设备材质的选定以及设备工艺参数的确定之后，在查阅相关资料和询问相关人士，得到设备估算成本如下表：费用原料甲苯甲醇载气氮公用工程蒸汽燃油催化剂生产操作生产操作维护检修监督检查附加福利操作维修日常工作日常管理财产赋税1资产保险除折旧外总生产成本折旧费用总生产成本编号设备名称数量费用/万元2反应器2甲醇精馏塔13甲苯精馏塔14泵流动性是维持项目正常运作和产品流通不可或缺的流动性。配额流动性是指项目生产和流通正常运行必须保证的最低物质储备，以及制成品和成品中必须保持的部分流动资金。项目流动性的估计主要基于配额流动性的估计。根据类比估算方法的投资估算，即营运资金额=固定资产投资流动性率×固定资产投资额，国内外大部分化工项目固定资产流动性比例为12%~20%。项目占15%,固定资产投资21663.62万元，流动资金3246万元。由于工厂所需人员数无法确定、地方工资得差异，所以在这里不对薪资的成本进行估算。1安全生产严格执行国家劳动安全卫生法规和标准，特别是符合国家石化工程建设强制性规定的要求。落实可行性研究报告中提出的建议和措施。采取完善的安全措施，如防火，防爆，防病毒，防腐，降噪，高温和低温。1.各单位积极采用技术先进，安全可靠的工艺技术和设备“石化企业职业安全与卫生设计规范”(SH3047-93)建立了必要的安全卫生设施。2.按照国家防火和防爆规范和规定，工厂的总体布局和设备布局。3.各机器的组成设备、管道、管件必须可靠并且密封，可以让反应、储运过程能够完全密封，避免易燃、易爆、有毒的物质泄漏。在生产出粉尘和毒物的过程和相应的设备中应当尽可能考虑机械化和自动化。应将封闭加强，不可直接操作。应结合生产过程，相应的采取通风措施，使得工作场所有的有害物质浓度符合国家标准GBZ2-2002的要求。4,严格的按照《压力容器安全技术监督条例》的相关规定设计压力容器，并按照规定安装安全阀或者防爆片，防止因压力过大造成损坏。安全阀的设置要按照校验的要求。5.根据国家标准GB50058-92,根据工艺的材料和设备，来划分工厂的危险区域。爆炸危险区域内仪器，电气设备和附件的选择应符合爆炸危险区域的分类，等级和温度组要求。危险区域中电缆和电线的选择应具有阻燃性，所有电气设备应按照标准和规范接地。6.在可能发生可燃气体泄漏或积聚的危险场所安装可燃气体探测器。有毒气体检测仪应在有毒气体泄漏的地方安装。在设计便携式氧气检测器时应考虑便携式氧气检测设备。控制室、变电站、电缆层按规范安装温度或烟雾探测器，并向控制室、消防站发送报警信号。7.对可能导致静电危险的设备和设施采取工业防静电接地设施。8.所有设施和配套工程应按照规定要求建立完善有效的消防设施和火灾报警系统。9.中央控制室和消防站配有火灾报警面板，可接收各种设备的火警警报信10.在生产安装用于生产急救箱、空气呼吸器的应急药品、合适的生产岗位、防护口罩，防护服，安全眼镜，橡胶手套，耳塞和其他防护设备(产品)。111.在设备可能受到有毒、腐蚀性物质污染，对人体组织造成伤害的场所，设置洗眼池和安全事故淋浴，防护半径不超过15米。Mi.眼部清洁设计考虑了防冻措施。清洗眼睛必须在水流容易的地方进行，避免与死水接触。12.建筑物必须按照排水管道泄漏防护标准，由重型钢结构和设备、十字形管等支撑，防止采矿、地震和火灾，进行消防。逃生设施路线、防止高空坠落等。13.供电系统必须确保电源的安全性和可靠性，并且必须有UPS不间断电源，以确保在发生事故时使用电力。设计卫生标准”(GBZ1-2002),优选使用低噪音的设备，需要严格的结构，并且减少振动和噪音。本地高噪声设备配有隔音罩，隔音控制室和相应的防护耳罩。蒸汽和压缩空气压力较高，并且具有较高频率的消声器需要具有消声器。如有粉尘严重之处要注意防尘。15.生产设施和居住区应当与卫生防护区分开，严格执行国家标准、法规。采用传统的封闭式取样器对含有碳氢化合物的材料进行取样。应尽可能通过专用数据存储装置进行罐的收集。在通风系统中必须安装仪表，在发生空压机储罐事故时，紧急情况下不应小于压入空气容量30分钟的装置。对危险物品和系统现场，应当按照有关标准设计安全设施，并采取安全措施：(1)设备单元的内部压力设有