年产20万吨PX装置的工艺设计论文.doc

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装置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的装置生产能力约4000万吨/年，70%以上的装置在亚洲地区，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装置主要集中在美国，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装置，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置的问题以及亚洲新对苯二甲酸生产装置的建成投产，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置建成投产，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C9、C10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C9、C10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C8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置所采用[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C9以上芳烃后，送入选择性吸附/脱附装置。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，送入结晶装置。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，送入加氢异构化装置反应，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C1～C5馏分。加氢异构化产物经过精馏塔脱除低分子的C1～C55馏分，与新鲜原料混合，后再送入选择吸附/脱附装置结晶装置。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C8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）

b）甲醇自身反应（副反应）

c）甲苯甲醇烷基化反应（主反应）

表2.1甲苯自身各反应的lgKPθ与温度的关系
反应
温度/K
300
500
700
900
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lgKPθ与温度的关系
反应
温度/K
300
500
700
900
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lgKPθ与温度的关系
反应
温度/K
300
500
700
900
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
反应条件
甲苯烷基化反应
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

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

C6H6
8.8E+01
8.8E+02
C7H8
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
C9H12
0.002574
0.002574
C10H14
2.91E-08
2.91E-08
H2
0
0
CH4
0
0
CH3OH
4633.585
1805.381
C2H4
0
478.7858
C3H6
0
309.8026
H2O
3469.679
5071.852
C4H8
0
225.3110
PDEB
0
0
Mass Frac

C6H6
0.001040
0.001040
C7H8
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
C9H12
3.04E-08
3.04E-08
C10H14
3.43E-13
3.43E-13
H2
0
0
CH4
0
0
CH3OH
0.075993
0.021325
C2H4
0
0.005655
C3H6
0
0.003659
H2O
0.040983
0.07172
C4H8
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

C6H6
3.41E+02
3.41E+02
C7H8
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
C9H12
0.002573
0.002573
C10H14
7.98E-08
7.98E-08
H2
0
0
CH4
0
0
CH3OH
6845.905
3431.521
C2H4
478.7858
898.3498
C3H6
309.8026
519.5847
H2O
6124.894
8044.585
C4H8
225.3109
315.2175
PDEB
0
0
Mass Frac

C6H6
0.0011349
0.001134
C7H8
0.1505469
0.103877
EB
0.0005094
0.0005094
OX
0.0004363
0.000784
MX
0.0020349
0.0034225
PX
0.0808436
0.1328829
C9H12
6.48E-08
6.48E-08
C10H14
7.31E-13
0
7.31E-13
H2
0
CH4
0
0
CH3OH
0.062722
0.03144
C2H4
0.004386
0.008230
C3H6
0.0028385
0.00476
H2O
0.056117
0.073705
C4H8
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

C6H6
124
0
123.8639
C7H8
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
C9H12
0.0025738
0
0.0025738
C10H14
7.98E-08
0.00E+00
7.98E-08
H2
0
0
0
CH4
0
0
0
CH3OH
3431.521
0
3431.521
C2H4
898.3498
898.3498
0
C3H6
519.5847
519.5847
0
H2O
8044.585
0
8044.585
C4H8
315.2175
315.2175
0
PDEB
0
0
0
Mass Frac

C6H6
0.0011349
0
0.001186
C7H8
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
C9H12
2.35E-08
0.00E+00
6.78E-08
C10H14
2.65E-13
0.00E+00
7.65E-13
H2
0
0
0
CH4
0
0
0
CH3OH
0.03144
0
0.0328756
C2H4
0.0082309
0.1884847
0
C3H6
0.0047603
0.1090152
0
H2O
0.0737054
0
0.0770709
C4H8
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

C6H6
124
0.007454
123.8564
C7H8
11345.45
0.017381
11345.454
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
0.0003807
14503.512
C9H12
0.002573
2.76E-12
0.0025738
C10H14
2.90E-08
7.45E-19
2.90E-08
CH3OH
3431.521
2051.766
1379.7545
H2O
8044.585
7845.294
199.29141
Mass Frac

C6H6
0.0011865
2.74E-07
0.0016050
C7H8
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
C9H12
2.4E-08
1.0E-16
3.33E-08
C10H14
2.78E-13
2.73E-23
3.74E-13
CH3OH
0.0328756
0.0753854
0.0178814
H2O
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

C6H6
7.45E-03
7.45E-03
2.08E-54
C7H8
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
C9H12
2.78E-12
1.02E-16
0
C10H14
1.32E-18
0.00E+00
0.00E+00
CH3OH
2051.763
2051.769
1.78E-10
H2O
7845.294
3.13E+03
4499.44
Mass Frac

C6H6
2.36E-07
9.23E-07
1.68E-58
C7H8
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
C9H12
2.80E-16
1.02E-20
0
C10H14
7.52E-23
0.00E+00
0
CH3OH
0.075385
3.80E-01
4.49E-14
H2O
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

C6H6
3.41E+02
1.26E+01
3.28E+02
1.66E-11
C7H8
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
C9H12
7.08E-03
9.07E-12
2.62E-09
0.002574
C10H14
7.98E-08
2.61E-23
1.69E-20
7.98E-08
CH3OH
1379.755
3.12E+02
1366.149
0
H2O
5.48E+02
6.16E+01
4.86E+02
4.91E-19
Mass Frac

C6H6
4.41E-03
1.45E-02
0.003066
4.45E-16
C7H8
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
C9H12
9.17E-08
1.04E-14
6.74E-14
1.89E-07
C10H14
1.03E-12
2.99E-26
4.34E-25
2.13E-12
CH3OH
4.92E-02
3.58E-01
8.95E-02
0
H2O
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 = ΣHout - ΣHin
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
ΣHin——进入系统的物料的焓
ΣHout——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