西工大《化工过程设计》19年作业考核答案Word文档格式.docx
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（3）化工计算
（4）车间布置设计
（5）化工管路设计
（6）提供设计条件
（7）编制概算书及设计
第二章物料物性、产品性能和应用市场前景
2.1物料物性
主要物料消耗及规格表
名称
化学分子式
含量
数量
甲苯
C7H8
≥99.5
10.2万吨/年
甲醇
CH3OH
≥99.85
6万吨/年
ZSM-5分子筛催化剂
29.5吨/年
2.2产品性能
对二甲苯质量指标
指标名称
指标
外观
无色透明无杂物的液体
纯度∕%（重量）
色度（APHA）
20以下
相对密度（d415）
0.864~0.866
溴价∕（g∕100g）
≤0.2
非芳烃∕%（重量）
2.3应用市场前景
对二甲苯：
10万吨/年环氧丙烷出售给工业园区及江浙一带下游生产聚酯的企业作为原料。
在竞争激烈的化工行业里，要想获得生存，就必须有紧随的客源。
然而要获得客户的青睐首先应保证较低的对二甲苯供应价格，那就要从原料价格、对二甲苯的生产经济规模、生产技术水平等方面降低生产成本。
在销售上，在投产前几年，为保证客源，采用会员制，吸引商家。
会员提供会员价，即每吨降低50元，设定一定的条件来限定用户，符合条件的用户即可成为会员，双方共同制定一个大家共同遵守的会员章程，如年采购量，或者一次性采购超过一定的额度即可成为会员，可享受其他非会员享受不到的会员优惠价。
同时本厂可以采用“一事一议”的做法对经销商根据他们所要的量来进行具体的洽谈，对于要量的不同给予不同等次的优惠：
要量越多，优惠越大。
考虑对于对二甲苯的高消费地带江浙和广州，由于交通运输的因素我们选择打开江浙一带的市场之门。
逐渐确立自己的主要销售目标市场和客户群，融入产业链结构，进一步稳定市场占有率。
最初根据地的建立是一个地区级市场，或者就是一个或几个大客户。
通过这些目标市场和客户，去影响和渗透其它的外围市场和客户，逐步建立起完善的销售网络。
现在的网络是一个高速发达的平台，本厂可以通过建立自己的网站来宣传自己的产品，同时也可以通过网络来进行产品的交易，从而可以使产品的销路扩大。
第三章合成工艺流程分析和选择
3.1工艺分析
采用分子筛择形催化技术，TSD-9404催化剂和TMA-8902催化剂分别用于甲苯选择歧化和甲苯甲醇烷基化反应。
其中，甲苯选择歧化反应对二甲苯选择性达到94%~95%，提高了岐化合成对二甲苯的效果；
甲苯-甲醇烷基化反应对二甲苯纯度达到97.8%，开辟了烃化合成对二甲苯的新途径，也为C1化学范畴中的甲醇深度加工提供了线索。
两种工艺试验操作条件、反应物要求、生成物分布和过程性能指标如下表所示：
甲苯选择性歧化和甲苯甲醇烷基化试验结果对比表
甲苯选择歧化
甲苯甲醇烷基化
催化剂型号
TSD-9404
TMA-8902
反应温度/℃
520
460
反应压力/MPa
0.4
0.1
混合原料重量空速/h-1
4.6
2
反应物配比
—
n（甲苯）：
n（甲醇）=2:
1
载气—反应物配比
n（氢）：
n（甲苯）=6:
n（氮）：
n（甲苯+甲醇）=10:
连续运转时间/h
108
300
甲苯单程转化率，%
16.30
29.03
对二甲苯选择性，%
94.45
97.8
非芳（UA）
0.01
0.05
83.57
68.04
对二甲苯
7.31
28.98
间二甲苯
0.43
0.54
邻二甲苯
0.10
0.11
C9芳烃（C9A）
0.16
0.61
C10芳烃（C10A）
0.76
合计
100
3.2工艺选择
结合工艺比较及原料来源，本项目选择一种甲苯甲醇烷基化生产对二甲苯节能减排工艺。
其选择理由如下：
A．甲苯甲醇烷基化生产对二甲苯的反应条件比较温和,又可以使用非石油基甲醇作为原料,实现了石油化工和煤化工的有机结合。
加快相关高水平催化剂和工艺技术的研究开发,有利于现有PX生产技术的更新和升级,因而意义重大。
B．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。
C.生产灵活。
可以通过调整甲苯与甲醇的进料比例,在甲苯转化率基本不变、PX增产的情况下,对C1～C5轻烃中乙烯、丙烯的产量进行调节,以适应不同的生产企业对低碳烯烃的需求,从而达到调整产品方案、增加企业效益的目的。
E．环保安全。
该技术所用甲苯、甲醇原料均为工业品,相应的安全规范齐全,二者相混合没有爆炸危险,在操作上是安全的。
运用该技术后,甲醇进料量的一半将生成水。
由于对污水采用多级工艺抽提以回收其中的有机物,预测其中的化学耗氧量（COD）可控制在200mg/L以下,能够满足现有的芳烃联合装置中的污水处理设施对污水处理前的要求。
F．能耗降低。
在公用工程方面，甲苯甲醇烷基化装置的蒸汽消耗量和冷凝液产出量比较大,然而燃料和电的消耗量却比较小，其总耗能约为26．04GJ/t，而传统的芳烃联合装置的总耗能约为28．964GJ/t，相比之下单位能耗降低至少10%,
G．该工艺较最初的甲苯甲醇烷基化技术更加节能减排，即采用过程系统工程的方法论实现质能综合集成。
以工艺过程热功能耗、原料物耗为最低目标，对反应网络、分离序列和换热网络进行优化，实现段间直接激冷、精馏结晶耦合以及热功集成，最后给出了一种甲苯甲醇烷基化生产对二甲苯的节能、环保工艺。
第4章物料衡算和热量衡算
4.1物料衡算概述
A.物料衡算的理论基础是质量守恒定律。
它是指进入一个装置（或设备）的主物料的量（包括损失量）和系统内部积累起来的物料的量,即研究某一体系内进出物料量及组成的变化。
通过物料衡算，可以利用某进出化工过程中某些已知物流的流量和组成,通过建立有关物料的平衡式和约束式,求出其他未知物流的流量和组成的过程。
系统中物料衡算一般表达式为:
系统中的积累=输入-输出+生成-消耗
B.物料衡算具体如下：
1.反应器的进料组成
组分
MB
EB
PX
MX
OX
C9
含量（wt%）
1ppm
0.188
0.005
0.378
0.328
0.028
PDEB
P-N
p-p
C9A
H2O
0.034
0.032
0.007
14ppm
2ppm
氢气的进料量为8000kmol/h
每小时各组分进料量如下表：
2.反应器各组分进料量
摩尔流量（kmol/h）
0.004
460.136
13.213
925.643
802.408
56.807
摩尔流量（kmol/h
66.197
74.090
15.702
0.030
4.2热量衡算概述
A.能量守衡的理论基础是热力学第一定理。
能量衡算的理论依据是能量守恒，即：
输入系统的能量=输出系统的能量+系统积累的能量。
本厂所需主要设备有分子筛固定床反应器、泵、换热器、闪蒸器、澄清器、精馏塔、熔融结晶器等。
输入整个生产系统的能量主要有加热剂带入的能量和进入物料的焓,输出的能量有冷却剂带走的能量和输出物料的焓。
B.热量衡算的任务：
确定流程中机械所需的功率,为为设备设计和选型提供依据。
确定精馏各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率,确定加热剂和冷剂的用量,为后续换热和公用工程的设计做准备。
确定反应过程中的热交换量,指导反应器的设计和选型。
最终计算出所需的能量和费用,判定工艺过程的经济性。
C.热量衡算计算书略。
第5章流程组织与合成分析、系统可靠性和安全性分析
使用AspenPlus软件对流程进行模拟,甲苯甲醇烷基化制对二甲苯工艺流程模拟计算机图如下图所示：
5.1反应工段
反应工段包括一级反应、二级反应和三级反应三个部分。
甲苯甲醇二者混合后加热气化，再与循环氢气、补充氢气和水蒸气充分混合，同反应产物换热后可升温至455℃，再利用加热炉加热至反应温度，在固定床反应器R1内进行反应，反应器入口原料温度为460℃，反应压力为0.5MPa。
R1出口产物温度为475℃，与一定质量流率的甲醇混合，产物降温至459.5℃，进入反应器R2进行反应。
R2出口产物温度为474℃，与最后一股甲醇混合，产物降温至459.2℃，进入反应器R3进行反应。
流程中采用多个ZSM-5催化剂固定床反应器，通过反应器段间甲醇直接激冷控制反应器温升，增加甲苯转化率。
反应单元aspen模拟流程图如图所示：
5.2产品分离工段
经过三级反应后，反应产物与炉前反应原料换热后降温至176.7℃，回收热量15161KW。
换热后的反应产物加压至1.9MPa，温度提高至328℃，并先后发生水蒸汽和预热甲苯甲醇混合物，回收热量分别为15489KW和2981KW。
带有余热的反应产物冷却后送入闪蒸器进行闪蒸分离。
闪蒸器的操作条件如下：
操作温度40℃，操作压力1MPa。
得到的气相中含摩尔分率为97.2%的氢气，大部分作为循环载气使用，其余作为尾气排出。
闪蒸器得到的液相进入澄清器，实现水相和油相的分离。
水相中含有摩尔分率大于99.9%的水，水大部分循环利用，其余作为污水排出。
油相中含有摩尔分率27.1%的PX，进入精馏塔分离甲苯。
精馏塔的操作条件如下：
塔顶压力为0.12MPa，塔底温度为151℃。
塔顶采用分凝器，液相为摩尔分率99.2%的甲苯，作为循环反应原料。
气相为含有部分未反应的甲苯的尾气，直接排出系统。
塔底物流中PX的摩尔分率为96.1%。
塔底釜液冷却至25℃后，送入粗产品储罐，aspen模拟流程图如下图所示。
对二甲苯粗产品由储罐输入结晶器进行熔融结晶。
熔融结晶器的操作条件如
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