年产1万吨邻二甲苯的生产工艺设计.pdf

一 前言 邻二甲苯(Ortho Xylene)是以煤或石油为原料，通过化学加工和化工分离而制得，主要用作化工原料和溶剂最早邻二甲苯是从炼焦的煤焦油中获得，随着石油化工发展， 从石油中衍生得到量不断增多 目前邻二甲苯主要由石油通过加工来生产 1 国外邻二甲苯生产及市场分析 邻二甲苯主要用于生产邻苯二甲酸酐(俗称苯酐)， 苯酐是一种重要的有机原料，广泛应用于增塑剂、不饱和聚酯树脂、醇酸树脂、染料、医药、农业等行业 世界邻二甲苯生产及消费现状截至2004年10月世界上邻二甲苯总生产能力为440.6万t／a，产量为347.6万吨， 装置平均开工率为78.8％其中亚洲生产能力为216.2万t／a，产量为179.5万吨，装置平均开工率为83.0％ ，产能和产量居世界第一位世界上最大的邻二甲苯生产国是中国，其生产能力为53.4万 t／a 全球邻二甲苯需求从1985年180万吨增加到1990年的230万吨，同一时期生产装置能力利用率由74.7％增加到86.3％ 90年代装置能力利用率预计会有所下降，这是因为一些计划新建装置已完成，但仍比对二甲苯高，1995年比对二甲苯高11.3％然而，由于西方经济衰退，1991年邻二甲苯需求增长减慢。

邻二甲苯平均能力利用率1990年为86.3％，1995年和2000年有可能保持在85％据SRI预测，邻二甲苯需求的年均增长率1990～1995年为3.3％，1995～2000年为2.3％世界邻二甲苯生产主要集中在发达国家， 但新建邻二甲苯生产装置在发达国家不多，主要在亚洲(除日本以外)和世界其他国家1995年，世界邻二甲苯生产能力计划增加45万t／at，总能力达3199kt／a，预计2000年将达3614kt／a 2004年世界最大的邻二甲苯生产商是美国的埃克森美孚公司，其生产能力为49.0万t／a，约占世界总产能的11.0％ ；其次是中国石化集团公司，其生产能力为40万t／a.约占总产能的9.0％ 2004年世界邻二甲苯的消费量为324.6万度吨，总体低于供应量目前，世 界上用于生产苯酐的邻二甲苯占其总消费量的94％， 苯酐的产能及消费量代表着邻二甲苯的消费量的增减据美国SRI咨询公司Henry Chinn分析，2004年世界邻苯二甲酸酐需求年均增长速度为4％～5％ 预计未来几年仍将继续以这一速度增长 在未来几年，由于邻二甲苯受下游产品需求的变化各国、各地区生产能力将有所改变：由于美国苯酐需求疲软，邻二甲苯消费量萎缩。

生产能力变小；欧洲及亚洲的生产能力及消费量有所上升， 预计到2008年， 世界邻二甲苯的生产能力将达到460.3万t／a，消费量将达到395.8万吨 2 国内邻二甲苯生产及市场分析 2004年国内邻二甲苯的年生产能力为53.4万t，产量为47.7万吨，消费量为71.9万吨,进口量为24.2万吨，产品严重短缺在我国，邻二甲苯主要用于生产苯酐 苯酐是一种重要的有机原料， 用途十分广泛， 主要用于增塑剂和醇酸树脂、不饱和树脂、聚酯多元醇、涤纶树脂的生产，还可用于糖精、颜料、染料、医药、农药生产的中间体 随着苯酐下游产品应用的不断扩大， 特别是随着我国建筑业和交通、电子、航空业的发展，防腐材料的广泛应用，不饱和聚酯树脂和醇酸树脂的大量使用，市场出现了好产品供不应求和激烈竞争的局面 以前我国邻二甲苯来源于煤焦自70年代以来，我国相继引进了芳烃联合生产装置，生产对二甲苯，同时也为邻二甲苯生产提供原料来源，1993年我国邻二甲苯产量为9.89万吨目前，我国邻二甲苯生产主要在中国石化总公司系统，其邻二甲苯生产厂家及产量分别见表1和表2 表1 我国邻二甲苯生产能力 生产厂家 装置能力 .万 t/a 包头钢铁稀土公司焦化厂 0.08 辽阳石油化纤公司 2.40 大庆石油化工总厂 0.34 金陵石油化工总厂 0.40 扬子石油化工公司芳烃厂 10.00 齐鲁石化公司稀烃厂 2.00  巴陵石化公司 0.30 总 计 16.07 表2 我国邻二甲苯产量（万t） 企业名称 1990 1991 1992 1993 大庆石化总厂 0.21 0.09 0.07 0.13 金陵化工公司 0.33 0.31 0.27 0.33 扬子石化公司 0.65 5.82 5.29 4.87 齐鲁石化公司 2.29 3.22 3.11 3.09 巴陵石化公司 0.26 0.24 0.27 0.12 辽阳石油化纤公司 - 0.34 0.24 1.35 总 计 3.75 10.02 9.25 9.89 3 市场价格分析 2004年国内邻二甲苯市场价格从年初开始振荡攀升，10-11月保持平稳，年末有所回落， 2004年国内邻二甲苯市场价格从年初的5950元／t逐步上涨到11月中旬的年内最高价格8900元／t。

年平均价格为7400元／t 国内对二甲苯价格变化主要受以下原因的影响 (1)国际原油和石脑油价格不断上涨；(2)国际市场行情变化； (3)国内市场供需状况的影响 四季度后期随着国际原油价格的振荡下滑及下游一些产品价格的回落 国内邻二甲苯价格也有所下滑 综合考虑国际原油价格、原料成本和需求因素， 2005年国内市场邻二甲苯将出现振荡上升行情，平均价格将高于2004年的平均价格 我国邻二甲苯生产商一般采用上下游加工一体化的生产模式，即生产的邻二甲苯大都供自己下游生产线作原料 将其作为商品的流通量不大 这样保证了大部分产品都能够及时用于下游生产， 不会因为库存或者其它什么原因而导致大量耗费 4 我国邻二甲苯生产技术现状  随着我国邻二甲苯下游产品——苯酐需求量迅速增加，邻二甲苯的进口量急剧上升， 我国邻二甲苯发展滞后的问题明显暴露出来 主要表现在以下几个方面： 1．生产能力不足我国邻二甲苯生产能力远不能满足市场需求进口量相对较大，并且比重有增加的趋势过分依赖进口，必然受国际市场供应和价格波动的影响较大， 不利于自身产业和下游苯酐生产企业整体配套 从而制约我国苯酐工业健康发展 2．企业规模偏小。

我国邻二甲苯装置生产规模普遍偏小，与世界邻二甲苯装置生产能力差距较大随着今后国际上邻二甲苯市场竞争日益激烈，年产5万吨以下的装置都有被淘汰的可能 因而我国邻二甲苯装置规模结构将在市场竞争的压力下不断调整 3． 竞争力不强迄今为止，我国邻二甲苯装置几乎全部从国外成套引进， 致使邻二甲苯装置单位能力投资较大，生产成本高 二 工艺流程的选择与确定 1 生产工艺选择 邻二甲苯原料来源 邻二甲苯来自于煤和石油，其提取邻二甲苯或二甲苯主要方法有4条途径： ① 催化重整：主要用来生产芳烃，催化重整产物中二甲苯含量为22％(质量) ② 裂解汽油：它是由液态原料，即石脑油、轻油和重柴油经蒸汽裂解制乙烯时的联产物，其中二甲苯含量为6.7％(质量) ③ 煤焦油：主要是煤炭工业和冶金工业的副产物煤在炼焦炉中高温热分解生成的气态和液态产物， 以气态形式从炭化室逸出， 这种气体称为 “荒煤气” 经冷凝、气液分离就得煤焦油每100t煤炼焦可得到煤焦油4万吨，其中二甲苯含量为5％(质量) ④ 甲苯歧化也能得到二甲苯 最近，江苏丹化集团研制成功由裂解C8芳构化制BTX技术，用于生产二甲苯及其他芳烃  重整产物中混合二甲苯占l6％～33％。

裂解汽油中芳烃含量随裂解原料而不同，以乙烷、正丁烷、宽馏分石脑油和轻柴油为裂解原料时，生产454kg乙烯时其C8芳烃分别为0.9kg邻二甲苯、2.3～ 4.5kg对二甲苯、22.7～ 52.2kg间二甲苯和38.5～43.1kg乙苯BTX／乙烯比例随裂解原料分子量和加工深度的增加而增加1990年美国、西欧和日本烯烃厂中BTX／乙烯比例分别为0.089、0.316和0.313不同原料来源其C8芳烃组成也不同， C8芳烃来源及其组成见表3 表3 C8芳烃来源及其组成（%） 组成 重整油 裂解汽油 甲苯歧化 煤焦油 乙苯 15 30 1 1 对二甲苯 20 15 20 20 间二甲苯 45 40 50 50 邻二甲苯 20 15 24 20 第二次世界大战以前，邻二甲苯主要来源于煤焦油但由于化学工业对邻二甲苯需求的迅速增长，焦油芳烃已不能满足要求战后邻二甲苯来源逐渐转向炼油工业目前催化重整和裂解汽油已成为世界邻二甲苯的主要来源美国邻二甲苯来源主要是依靠催化重整，西欧和日本以裂解汽油为主，这是因为西欧和日本以石脑油和轻柴油作为乙烯生产裂解原料，其裂解汽油中含有富芳烃目前，煤焦油仍是各国最廉价的芳烃来源(主要是苯)， 而甲苯和邻二甲苯(或二甲苯)则几乎完全来自于石油。

我国石油化工自50年代末期起步，但煤焦油仍是我国芳烃的主要来源随着我国乙烯工业和炼油发展，裂解汽油和催化重整将成为我国BTX的主要来源也将是邻二甲苯的主要来源 邻二甲苯是由混合二甲苯通过分离而获得 二甲苯来源较广， 由练厂得到的混合二甲苯来自重整装置 由芳烃联合装置得到的为对二甲苯， 同时可联产邻二甲苯 我国生产对二甲苯的芳烃联合装置分别建在扬子石化公司、 上海石化总厂、天津石化公司、辽阳石油化纤公司、齐鲁石化公司和燕山石化公司除辽阳石油化纤公司采用美国阿莫科和恩哥哈德联合开发的技术外，其他均采用美国UOP公 司最近报道，吉林化学工业公司将建40万t／a芳烃联台装置，大连化学工业公司将建45万t／a芳烃联合装置 邻二甲苯生产工艺一般以重整油和裂解加氢汽油为原料，经芳烃抽提装置以环丁砜为溶剂抽提出C6～C9芳烃，先分离得到苯，去歧化和烷基化转移，得富含C6和C8芳烃混合物，再回到分馏系统C8芳烃混合物经分离得邻二甲苯 1）以混合二甲苯为原料的联产法 国外邻二甲苯的生产均与对二甲苯的生产同时进行，即“联产法”此法对芳烃联合装置尤为适用在对二甲苯分离之前先用精馏法将邻二甲苯分离出来以白土处理的重整油为原料，与邻二甲苯的生产同时进行（联产法）。

因为邻二甲苯是所需的目标产物，故生产时，在对二甲苯分离之前先用精馏法将邻二甲苯分离出来该法是两塔操作，第一塔实现邻二甲苯与其他C8异构体分离该塔的塔板数和回流比与邻二甲苯回收率和纯度有关； 第二塔实现邻二甲苯与C8芳烃的分离．塔板数100块左右回流比约5～8，邻二甲苯产品纯度一般为95％或96％联产法生产邻二甲苯工艺流程如图1所示 根据国外C8芳烃加工经验表明，把混合二甲苯全部异构为对二甲苯，芳烃收率只有83％，而当联产邻二甲苯与对二甲苯时，其异构化C8芳烃收率可提高到对二甲苯分 离 塔 异构化 二甲苯 分离塔 邻二甲苯 分 离 塔 组合 二甲苯 含 富 邻 二甲苯液 C8芳烃 邻二甲苯 C9+芳烃 对二甲苯 图 1 联产法生产邻二甲苯流程  91％ 联产法比单产邻二甲苯，其工艺流程简单，投资步，操作费用低，C8芳烃利用率高，装置操作富有弹性，处理能力增大，具有能耗低和经济效益显著等优点 2）裂解汽油生产法 以裂解汽油为原料生产邻二甲苯工艺流程如图2所示 以裂解汽油为原料生产邻二甲苯，其加工流程长，收率低，成本高，资源利用水平低，芳烃损失大如将裂解汽油进行芳构化制BTX，能大幅度增产芳烃。

使原有芳烃含量从35.6％提高到73.11％，使邻二甲苯含量由裂解汽油芳构前的1.29％ 提高到芳构化后的3.39％，增加了邻二甲苯的产量 3）重整油和裂解汽油联合生产法 以催化重整油和裂解汽油为原料，联合生产邻二甲苯也是国外生产芳烃或邻二甲苯的常用方法，其生产流程如图3所示此流程特点是将催化重整油和裂解汽油一起来生产邻二甲苯， 同时生产苯、 甲苯、 混合二甲苯和对二甲苯等产品，生产流程灵活，可根据市场需求调整产品比倒，使资源充分而合理利用．经济效益显著流程合理．投资省，能耗物耗低，歧化、异构化与二甲苯生产一体化，能提高邻二甲苯和对二甲苯产量 4）芳烃非临氢异构化生产法 芳烃单产邻二甲苯的异构化工艺流程如图4所示采用分子筛异构方法，与精馏配套生产邻二甲苯，流程设备简单，反应温度低．反应周期长，异构化选择裂解汽油 C3~C10 脱 C3 脱 C9+ 一段加氢 二段加氢 芳烃抽提 精馏 二甲苯分离塔 邻二甲苯分离塔 苯 甲苯 C9芳烃 邻二甲 苯 图 2 裂解汽油生产邻二甲苯流程  性好．二甲苯损失率低，并可同时使原料中乙苯转化反应不需氢气，能用不切除乙苯的重整二甲苯为原料，因此具有较大的灵活性，但该法投资高，能耗高和效益差。

随着我国炼油加工和乙烯工业发展用此法来生产邻二甲苯有待评估 综上所述：邻二甲苯生产方法以与对二甲苯联产工艺为最佳国外7O年代以来，新增邻二甲苯生产能力都是与对二甲苯联产，均采用 C8芳烃分离与异构预分离塔 液相萃取 甲苯歧化 预分离塔 二段加氢 二甲苯分离塔 对二甲苯分离塔 再蒸馏塔 二甲苯异构化 裂解汽油 重整产物 苯 甲苯 混合二甲苯 对二 甲苯 重馏分去汽油 邻二甲苯 图 3 重整油和裂解汽油联合生产邻二甲苯流程 异构化反应 稳定塔 乙苯塔 二甲苯分离塔 轻芳烃 乙苯 C8芳烃 邻二甲苯分离塔 循环二甲苯 C9+芳烃 邻二甲苯 图 4 C8芳烃异构化生产邻二甲苯流程  化、歧化联合的工艺因联产法投资少，C8芳烃利用率高、能耗低、装置可弹性操作 2 工艺流程图 3 主要设备 二甲苯精馏塔 实现邻二甲苯与其他 C8异构体的分离 塔顶：除邻二甲苯外的 C8芳烃 塔底：富含邻二甲苯的 C9以上芳烃液 邻二甲苯精馏塔 实现邻二甲苯与 C9以上芳烃的分离 塔顶：邻二甲苯 塔底：C9以上芳烃 4 生产原料 重整油的组成（百分含量） ： 非芳烃：30 芳烃：70 其中 苯： 15 甲苯： 25 对二甲苯精馏塔 异构化 二甲苯 精馏塔 邻二甲苯 精馏塔 重整油 白土处理 邻二甲苯和C9+芳烃 其他C8芳烃 邻二甲苯 C9+芳烃 对二甲苯 图 5 工艺流程图 轻组分  C8芳烃； 25 C9芳烃； 5 其 C8 芳烃的组成为： 乙苯： 15 对二甲苯： 20 间二甲苯： 45 邻二甲苯： 20 故原料重整油中各组分及其含量为（百分含量） ： 非芳烃： 30 苯： 15 甲苯： 25 乙苯： 3.75 对二甲苯： 5 间二甲苯： 11.25 邻二甲苯： 5 C9芳烃； 5 三 物料衡算 1 物料衡算示意图 2 物料衡算过程 二甲苯精馏塔 重整油 邻二甲苯和C9+芳烃液 其他 C8芳烃 邻二甲苯精馏塔 邻二甲苯和C9+芳烃液 C9+芳烃 邻二甲苯  1）邻二甲苯生产能力的计算 根据设计任务，邻二甲苯生产能力为10000吨/年（100%） 全年为 365 天， 除去大修理， 中修理等为 65 天， 则年工作日为：30065-365天；每天生产能力： 33.33333300/10001000 kg/d 由于邻二甲苯生产是由混合 C8芳烃中分离，故采用连续操作方式生产为好，则每一小时的生产能力为 h1388.89kg/433333.33/2 以此作为物料衡算的基准。

注：物料衡算过程中，假设两个主要设备中的收率均为98%，总收率为96.04%，且二甲苯精馏塔中输出的邻二甲苯和 C9芳烃液的纯度为95%，其杂质为对二甲苯，间二甲苯等，分离所得的邻二甲苯的纯度为95% 2）二甲苯精馏塔的物料衡算 ∵原料液中邻二甲苯的含量为 5%，整个过程的总收率为 96.04% ∴输入的原料液的量为 kg/h 28923.16=0.05) .96041388.89/(0 其中纯邻二甲苯和 C9以上芳烃量为 h2892.32kg/0.128923.16 其他 C8芳烃等杂质量为 /h26030.84kg2892.32-28923.16 ∵由重整油的组成可知，邻二甲苯和 C9以上芳烃占重整油总量的10%，该过程的收率为98% ∴输出的邻二甲苯和 C9以上芳烃液量为h2983.65kg/=0.98/0.95 0.1 28923.16 其中纯邻二甲苯和 C9以上芳烃量为 h2834.47kg/=0.95 2983.65 其他 C8芳烃等杂质量为 149.18kg/h2834.47-2983.65 输出的其他 C8芳烃量为 /h25939.51kg2983.65-28923.16 其中纯邻二甲苯和 C9以上芳烃量为 57.85kg/h2834.47-2892.32 其他 C8芳烃等杂质量为 /h25881.66kg57.85-25939.51 3）邻二甲苯精馏塔的物料衡算 ∵ 输入的邻二甲苯和 C9 以上芳烃液量为h,2983.65kg/纯度为95%, 且其中的邻 二甲苯和 C9以上芳烃的质量比为1:1 ∴ 输入纯邻二甲苯的量为 /h1417.235kg=0.5 0.95 2983.65 其中纯 C9以上芳烃液的量 /h1417.235kg=0.5 0.95 2983.65 其他 C8芳烃等杂质量为149.18kg/h ∵该过程的收率为 98%,分离所得的邻二甲苯的纯度为 95%。

∴输出的邻二甲苯液量为 h1461.99kg/=0.98/0.95 1417.235 其中纯邻二甲苯的量为 h1388.89kg/=0.95 1461.99 C9以上芳烃和其他杂质量为 73.10kg/h1388.89 - 1461.99 输出的 C9以上芳烃量为 h1521.66kg/1461.99-2983.65 其中纯邻二甲苯的量为 28.345kg/h1388.89-1417.235 C9以上芳烃和其他杂质量为 /h1493.315kg28.345-1521.66 表 4 二甲苯精馏塔的物料衡算表 输入 输出 物料名称 成分组成及成分流量 kg/h 总 流 量kg/h 物料名称 成分组成及成分流量kg/h 总 流 量kg/h 重整油原料 邻二甲苯和 C9+: 2892.32 28923.16 邻二甲苯和C9+ 邻二甲苯和 C9+: 2834.47 2983.65 C8:149.18 C8:26030.84 C8 邻二甲苯和 C9+: 57.85 25939.51 C8:25881.66 总进料 28923.16 总出料 28923.16 表 5 精二甲苯精馏塔的物料衡算表 输入 输出 物料名称 成分组成及成分流量 kg/h 总 流 量kg/h 物料名称 成分组成及成分流量kg/h 总 流 量kg/h  邻二甲苯和C9+ 邻 二 甲 苯 : 1417.235 2983.65 邻二甲苯产品 纯 邻 二 甲 苯 : 1388.89 1461.99 C9+:1417.235 C9+及其他: 73.10 C8和 杂 质 : 149.18 C9+液 纯 邻 二 甲 苯 : 28.345 1521.66 C9+及 其 他 : 1493.315 总进料 2983.65 总出料 2983.65 结论: 物料输入输出平衡 注: 物料平衡表中的 C8指的是除邻二甲苯外的 C8芳烃; 表 5 输出的物质中 C9+及其他包括 C9+芳烃及除邻二甲苯外的 C8芳烃和杂质. 四 精馏塔设计计算 工业上常用的错流塔板可分为三类：泡罩塔，筛板塔及浮阀塔。

泡罩塔操作弹性大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠，但是结构复杂，造价高，生产能力及板效率较低 筛板塔结构简单，造价低，生产能力大，传质效率高，但是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦，粘度大的物料 浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点，结构简单，造价低，生产能力大，操作弹性大、板效率高等 综合各方面因素，故选用浮阀塔 1 塔板数的确定 采用泡点进料， 将原料液通过预热器冷却后送入精馏塔塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内， 其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐 根据物料衡算结果可知： 邻二甲苯精馏塔的原料液的组成为： %5 .4718.1492235.1417235.1417 塔顶馏出液的组成： 95％ 塔底釜液的组成： 1.86％  故其摩尔分率如下： ＯＸ的摩尔质量 ＭＡ＝106.17kg/kmol C9+芳烃的摩尔质量ＭＢ=120.19kg/kmol （C9+芳烃按Ｃ9Ｈ12 取摩尔质量） XF=19.120/525. 017.106/475. 017.106/475. 0=0.506 XD=956. 019.120/05. 017.106/475. 017.106/95. 0 XW=021. 019.120/9814. 017.106/0186. 017.106/0186. 0 因邻二甲苯产品纯度为 95%. 用 Antoine 方程求得： 塔顶进了和塔底条件下，纯组分的饱和蒸汽压Ｐi０如下： 组分 塔顶 进料 塔底 ＯＸ 362.31 117.22 877.95 C9+ 270.38 82.55 702.36 所以塔顶相对挥发度： D=34. 1PP0B0A 进料 ： F=1.42 塔底 ： W=1.25 全塔平均相对挥发度为： 294. 1FDm 精馏段平均挥发度： 379. 1'FDm 所以最小回流比为： Rmin=FDFDX1X1XX11 =506. 01956. 01294. 1506. 0956. 01294. 11 =6.03  Nmin=1lXX1X1XlmgWWDDg  =1294. 1l021. 0021. 01956. 01956. 0lgg  =25.85 ∵R=1.2Rmin=7.24 ∴14684. 0124. 703. 624. 71minRRRx y47766. 0002743. 0591422. 0545827. 0xx 由2minTTNNNy可得：3 .51TN 进料板： 505. 81379. 1lg506. 0506. 01956. 01956. 0lg1lg11lg'min  mFFDDxxxxN ∵47766. 02''min'TTNNN ∴1 .18'TN 全塔效率5 . 049. 0245. 0LTuE ∴实际塔板总数:10452TEN总 精馏段:351TFENN精 提馏段:691TFTENNN提 2 流量计算 原料液平均摩尔质量 kmolkgMm/10.113494. 019.120506. 017.106  hkmolF/38.2610.11365.2983 ∵FWD FWDFxWxDx ∴38.26WD 38.26506. 0021. 0956. 0WD ∴hkmolD/68.13 hkmolW/70.12 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据（精馏段） 查化工手册得 平均摩尔质量 Mvm=108 Kg/kmol Mlm=110 Kg/kmol 平均密度 3/95. 2mKgvm 812lmKg/m3 液相平均表面张力 mmN /5 .20 液相平均黏度 smPalm.256. 0 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1）塔径的计算 V = 72.11268.13124. 71DR Kmol/h L = RD = 7.2413.68=99.04 Kmol/h 精馏塔的气.液相体积流率为 VlmvmsVM3600 = 146. 195. 2360010872.112 ms/3 L0037. 0812360011004.993600lmLVSLM ms/3 由 UVVLcmax , 其中 C = C2 . 02020L  C20可由史密斯关联图查得，图的横坐标为 0536. 021VLhhVL 取板间距 H,40. 0mT板上液层高度 h则,06. 0mL H34. 006. 040. 0LTh 查图得， C071. 020 C= C0803. 0205 .20071. 0202 . 02 . 020L u95. 295. 28120803. 0max = 1.330 m/s 取安全系数为0.6，则空塔气速为 u=0.6umax=0.6sm/798. 0330. 1 D=muVs353. 1798. 0146. 144 按标准塔径圆整后为 D=1.4m 塔截面积为 A222539. 14 . 144mDT 实际空塔气速 u=sm/745. 0539. 1146. 1 2) 精馏塔有效高度的计算 每隔 6~8 块塔板设一人孔，故精馏段人孔数为 4，提馏段人孔数为 9.人孔数高度为 0.6m 精馏段 Z精=PPTPHNHNN1精 =6 . 044 . 01435 =14.4m 提馏段 Z提=1PNN提HT+PPHN =（69 6 . 094 . 019） =29 m 在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m  故精馏塔有效高度为 Z=Z6 . 0提精Z =14.4+29.0+0.6 = 44 m 5 塔板主要工艺尺寸的计算 1）溢流装置计算 因塔径 D=1.4m，选用单溢流弓形降压管，不设进口堰 ① 堰长 LW,取堰长 LW=0.66D LW=0.66m924. 04 . 1 ② 出口堰高 hw hw=howLh 采用平直堰，堰上液层高度how由下或计算 h32100084. 2lwLEhow 近似取 E=1，则 h100084. 2ow32924. 036000037. 01 = 0.017 m 板上液层高度 hml06. 0 所以 hmw043. 0017. 006. 0 ③ 弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af 因为66. 0Dlw， 查弓形降液管的宽度与面积图得 0722. 0TfAA 124. 0DWd  所以 Af=0.0722A2111. 0539. 10722. 0mT WmDd174. 04 . 1124. 0124. 0 验算液体在降液管中停留时间 Q=sLHAhTf00.1236000037. 04 . 0111. 036003600 停留时间 Q > 5s,故降液管尺寸可用 ④ 降液管低隙高度 h0 h0=003600ulLulLwswh=0.031 mmhhow006. 0012. 0031. 0043. 0 故降液管低隙高度设计合理 . 2) 塔板布置 ① 塔板的分块 因 D,800mm故塔板采用分块式，查表得，塔板分 4 块 ② 浮阀数目与排列 取阀孔动能因子 F,100 则孔速 u为0 usmFv/8 . 595. 21000 每层塔板上的浮阀数，孔阀直径d0=0.039 N=0204udVS=1668 . 5039. 04146. 12 取边缘区厚度WC=0.06m,泡沫区厚度 Ws=0.10,则塔板上的泡沫区面积为 Aa=2RxRxRxarcsin180222 其中 R=mWDC64. 006. 024 . 12 x=mWWDsd426. 0)10. 0174. 0(24 . 12 所以 A64. 0426. 0arcsin)64. 0(180)426. 0()64. 0(426. 02222a  =1.00m2 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距 t=75mm=0.075m,则可估算排间距t.即 t=mmmNAta8008. 0075. 016600. 1 因塔板采用分块式，各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓区面积，因此 排 间 距 不 宜 采 用 80mm, 而 应 小 于 此 植 ， 故 取t=65mm=0.065m, 按t=75mm,t=65mm.以等腰三角形叉排方式作图。

排得阀数 170 按 N=170 重新核算孔速及阀孔动能因数 u0=65. 5170039. 04146. 12 F0=u07 . 995. 26 . 5v 阀孔动能因数 F0变化不大，仍在 9 ~ 12 范围内 塔板开孔率=%2 .13%10065. 5745. 00uu  6 塔板的流体力学验算 1）气相通过浮阀塔板的压降 hhhhcp1 ① 干板阻力 8 . 595. 21 .731 .73825. 1825. 1vocu 因ocouu  ∴液柱muhLoc033. 081265. 59 .199 .19175. 0175. 0 ② 板上充气液层阻力 本设备分离邻二甲苯和9C芳烃的混合液，液相为碳氢化合物，故取充气系数5 . 0o ∴液柱mhhLo03. 006. 05 . 01 ③ 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计 因此，与气体流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为 液柱mhhhhcp063. 003. 0033. 01 则 单板压降aaLpkPPghP7 . 050281. 9812063. 0（设计允许值） 2）淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中液层高度 wTdhHH dLpdhhhH ① ph：与气体通过塔板的压降所相当的液柱高度 液柱mhp063. 0 ② 液体通过降液管的压头损失  液柱mhlLhowsd00273. 003. 0924. 00037. 0153. 0153. 022 ③ 板上液层高度 0.06Lhm ∴0.0630.060.002730.126dHm 取5 . 0，又已选定mHT40. 0，mhw043. 0 则0.50.400.0430.22TwHhm ∴wTdhHH，符合防止淹塔的要求 3）雾沫夹带 泛点率①%10036. 1bFLsVLVsAKCZLV 泛点率②%10078. 0TFVLVsAKCV 板上液体流经长度mWDZd052. 1174. 0240. 12 板上液流面积2317. 1111. 02539. 12mAAAfTb 因邻二甲苯与9C芳烃为正常系统，取物性系数0 . 1K 又由泛点负荷系数12. 0FC，将以上数值代入泛点率公式得 泛点率①%1 .47%100317. 112. 00 . 1052. 10037. 036. 195. 281295. 2146. 0 泛点率②%1 .48%100539. 112. 00 . 178. 095. 281295. 2146. 1 ∵两泛点率都在 80%以下 ∴可知雾沫夹带量能满足  气液kgkgev/1 . 0的要求  7 塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 因为泛点率 = bFLSLsAKCZLV36. 1 按泛点率为 80%计算如下 %80%100317. 112. 00 . 1052. 136. 195. 281295. 2SSLV 整理得 126. 043. 10604. 0SSLV SSLV692.23086. 2 （1） 由式（1）知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取LS值。

依式（1）算出相应的 VS值列于本例附表 2 中据此可做出雾抹夹带线（1） 附表 2 LS/ (m3/s) 0.002 0.010 VS/ (m3/s) 2.039 1.849 2) 液泛线 因为dLcdLpdwhhhhhhhHhH1)( 其中 hc = gL234. 520,Lhh01,0vh, wwLhhh0,3/20)(100084. 2whwlLEh 所以])3600(100084. 2)[1 ()(153. 0234. 5)(3/202020wSwwsLwlLEhhlLghH 再根据已知的数据简化得 3/2220545. 112.1991555. 00255. 0SSSLLV  或3/22235.416 .78081 . 6SSSLLV （2） 在操作范围内取若干个 LS值，依式（ 2）算出相应的 VS列于本例附表 3 附表 3 LS/(m3/s) 0.001 0.005 0.009 VS/(m3/s) 2.383 2.167 1.918 据表中数据做出液泛线 3）液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3-5 秒，故液体在降液管内停留时间为 sLHAhTf533600 以s5作为液体在降液管中停留时间的下限，则 smHALTfS/00888. 0540. 0111. 05)(3max （3） 故在 VS-LS图上液相负荷上限线为竖直线（ 3） 4）漏液线 对于 F1 型重阀，依500F 计算，则50 又知0204NdVS 所以5420NdVS 以 F0=5 作为规定气体最小负荷的标准，则 smNdNdVvS/591. 095. 25170)039. 0(4544min)(320020（4） 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线（ 4）  5）液相负荷下限线 于堰上液层高度mhw006. 00作为液相负荷下限条件，依wh0的计算式计算出LS的下限值。

006. 0])(3600[100084. 22/3minWSlLE 取1E则 smlLWS/008. 03600924. 0)84. 21000006. 0(3600,)184. 21000006. 0()(32/32/3min 据此做出液相负荷下限线（5） 分别在塔板负荷性能图上作出（ 1） 、 （2） 、 （3） 、 （4） 、 （5）共 5 条线 由塔板性能图可以看出 1．操作点P（设计点）处在适宜操作区内的适中位置 2．塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制 3．按照固定的液气比，查得塔板的气相负荷上限smVS/95. 1)(3max气相负荷上限smVS/591. 0)(3min  所以操作降性=30. 3591. 095. 1 表 6 浮阀塔板工艺设计计算结果 项目 数值及说明 备注 塔径 D/m 1.40 板间距 HT/m 0.40 塔板形式 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速 u/(m/s) 0.745 有效高度 Z/m 44 堰长 Lw/m 0.924 堰高 hw/m 0.043 板上液层高度 hL/m 0.06 降液管底隙高度 ho/m 0.031 浮阀数 N 170 等要三角形叉排 阀孔气速 uo/(m/s) 5.65 阀孔动能因数 Fo 10 临界阀孔气速 uoc/(m/s) 5.8 孔心距 t/m 0.075 指同一横排的孔心距 排间距 t/m 0.065 指相邻二横排的中心线距离 单板压降ΔPP/Pa 502 液体在降液管内停留时间s/ 12.0 降液管内清液层高度 Hd/m 0.126 泛点率/% 48.1 气相负荷上限(VS)max/(m3/s) 1.95 雾沫夹带控制 气相负荷下限(VS)min/(m3/s) 0.591 漏液控制 操作弹性 3.30  五 热量衡算 精馏段上升蒸汽量为:hkmolDRV/72.11268.13124. 71 提馏段FqVV1' ∵饱和液体进料 ,1q ∴hkmolVV/72.112' 再沸器的热负荷LWVWBIIVQ' ∵釜残液几乎为9C,其焓可按9C计算. ∴molKJIILWVW/39250 hKJQB/10424. 43925072.1126 冷凝器的热负荷 LDVDCIIVQ ∵塔顶馏出液几乎为邻二甲苯,其焓可按邻二甲苯进行计算 ∴molKJIILDVD/36820 hKJQC/10150. 43682072.1126 加热蒸汽消耗量及冷却水的消耗量 设加热蒸汽绝压为kPa200,冷却水在饱和温度下排出(查得此时水的汽化热为 2205kgkJ /).冷却水进出冷凝器的温度为C25和C35. 加热蒸汽消耗量hkgrQwBh/2006220510424. 46 冷却水消耗量hkgttCQwPCCc/10943. 92535174. 410150. 44612 六 主要设备选择及公用工程一览表 1 主要设备的选择  精馏塔的附属设备有再沸器、 塔顶回流冷凝器、 原料预热器、 产品冷却器等。

1）再沸器的选择 再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行精馏分离 再沸器是热交换设备，根据加热面安排的需要，再沸器的构造可以是夹套式、蛇管式或列管式，加热方式可以是间接加热或直接加热工业上按安装方式分有内置式、釜式、虹吸式、强制循环式等多种 内置式再沸器直接安装在塔底部， 加热方式可采用夹套式、 蛇管式或列管式等不同形式它安装方便、可减少占地面积，但一般只用于小型蒸馏塔中 釜式再沸器一般安装在塔外，适于较大型的塔它气化率高，可达 80％以上 虹吸式再沸器利用再沸器中气—液混合物和塔底液体的密度差为推动力， 增加流体在管内的流动速度 热虹吸式再沸器有立式和卧式两种： 立式热虹吸式再沸器的优点是， 按单位面积计的金属耗用量显著低于其他型式， 并且其传热系数高，装置紧凑，占地面积小 强制循环式再沸器是用泵使塔底液体在再沸器和塔间进行循环 它液体流速大，停留时间短，便于控制和调节液体循环量但是采用了泵循环，使得操作费用增加 根据精馏塔的设备计算结果，及上述各种再沸器的特点，选用立式虹吸式再沸器 2）塔顶回流冷凝器的选择 塔顶回流冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸气，以便为分离提供足够的回流。

工业上通常采用管壳式换热器，有立式、卧式、管内或管外冷凝等形式工业上分为整体式及自流式和强制循环式等多种 整体式及自流式冷凝器一般安装在塔顶，冷凝液靠重力作用回流入塔将冷凝器直接安装在塔顶，冷凝器无需另外的支承结构，蒸气压降较小，节省安装面积，但缺点是塔顶结构复杂，维修不便，且回流量较难控制，只适用于小型蒸馏塔中 强制循环式冷凝器是将冷凝器安装在离地面约 5m 的支架上，然后用泵向塔 顶输送回流液其回流比容易控制，且对安放冷凝器的支座要求不高，安装与检修都比较方便 根据精馏塔的设备计算结果，及上述各种塔顶回流冷凝器的特点，选用强制循环式回流冷凝器 ３）原料预热器、产品冷却器的选择 原料预热器和产品冷却器均属于简单的换热器 换热器有多种类型：夹套式换热器、沉浸式蛇管换热器、喷淋式换热器、套管式换热器、列管式换热器等 夹套式换热器主要用于反应过程的加热或冷却，是在容器外壁安装夹套制成 沉浸式蛇管换热器换热器多以金属管子绕成， 或制成各种与容器相适应的情况，并沉浸在容器内的液体中它结构简单，便于防腐，能承受高压但由于容器体积比管子的体积大得多,因此管外流体的表面传热系数较小 喷淋式换热器多用于冷却管内的热流体。

将蛇管成排地固定于钢架上，被冷却的流体在管内流动， 冷却水由管上方的喷淋装置中均匀淋下 它传热推动力大，传热效果好，便于检修和清洗但喷淋不易均匀 套管式换热器是将两种直径大小不同的直管装成同心套管，并可用 U 形肘管把管段串联起来， 每一段直管称作一程 进行热交换时使一种流体在内管流过，另一种则在套管间的环隙中通过它流速高，表面传热系数大，逆流流动，平均温差最大，结构简单，能承受高压，应用方便 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器它单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，大型装置中普遍采用列管式换热器又可分为：固定管板式、浮头式、U 型管式三种固定管板式结构简单、成本低、壳程不易机械清洗,可能产生较大的热应力 浮头式换热器结构较为复杂、 成本高， 但消除了温差应力，应用广泛U 形管式换热器的特点是两者兼顾 根据精馏塔的设备计算结果， 及上述各种换热器的特点， 我们的原料预热器选用套管式换热器产品冷却器选用 U 形管式换热器  2 公用工程一览表 七 生产车间设计 1 生产车间布置 1） 生产车间采用长方形，便于总平面图的布置，节约用地，有利于设备布置，缩短管线，易与安排交通入口，有较多可供自然采光和通风的墙壁。

2）单层厂房常为单跨式等于厂房宽度，厂房内没有柱子，单层厂房宽度不超过 30m，此设计中车间宽度为 17m，长为 30m 3）车间一般分为生产区，辅助区，考虑设备能够顺利进出车间，大门宽度至少比最大设备宽 0.5m，厂区包括操作区，办公室等 4）考虑到厂房高度，及石油化工的特点，现将塔类，罐类皆露天放置 序号 设备 说明 数量 1 原料罐 搪玻璃开式贮存容器 1 2 原料泵 1 3 二甲苯塔 筛板塔精馏塔 1 4 二甲苯预热器 列管式换热器 1 5 二甲苯塔再沸器 立式热虹吸式 1 6 二甲苯塔塔顶回流冷凝器 强制循环式 1 7 C8芳烃冷却器 列管式换热器 1 8 塔釜泵 1 9 邻二甲苯塔 浮阀塔精馏塔 1 10 邻二甲苯再沸器 立式热虹吸式 1 11 邻二甲苯塔塔顶回流冷凝器 强制循环式 1 12 邻二甲苯冷却器 列管式换热器 1 13 C9+芳烃冷却器 列管式换热器 1 14 邻二甲苯产品罐 搪玻璃开式贮存容器 1  2 车间设备布置遵循的基本原则 1) 泵与泵的间距： 不小于 0.7m； 2) 泵与墙的距离： 至少 1.2m； 3) 工艺设备与道路间距：不小于 1.0m。

3 生产车间管路布置注意事项 1) 管道应成列平行铺设，尽量走直线少拐弯（因为除了方便安装，检修，操作，还可以减少管架的数量节约材料） 2) 设备间的管路连接，应尽可能的短而直，尤其用合金钢的管路和工艺要求压降小的管道，如泵的进口管道，加热炉的出口管道，真空管道等又要有一定的柔性，以减少人工补偿和热胀位移所产生的力和力矩 3) 当管道改变标高或走向时，应避免管道形成积聚气体的“气袋”或液体的“口袋” ，如不可避免时应于高点设放空阀（气） ，底点设放净阀（液） 4) 易燃、易爆介质的管道，不得铺设在楼梯和走廊处 5) 管道布置不应挡门、窗，应该避免通过电动机，配电仪表的上空 6) 管道法兰处易泄露，故生产管道与设备接口和法兰阀门，特殊管件连接处采用法兰连接外，其他均采用双焊连接 7) 气体或蒸汽管道应从气管上部引出支管，以减少冷凝液的携带，管线要有坡向，以免管内或设备内积液 8) 不保温、保冷的带温管道有坡度要求外，一般不设托管，金属或非金属的管道，一般不采用焊接管托而用管托 9) 采用成型无缝管件时，不宜直接与平焊法兰焊接，其间要加一段直管，直管长度一般不小于其公称直径，最小不的低于100mm. 4 生产车间设备布置平面图 见附图 “年产一万吨邻二甲苯生产车间设备布置平面图” 。

八 “三废”处理 1 废水：  化工废水是指化学工业生产中产生的废水，其中含有随水流失的化工原料，中间产物， 产品以及生产过程中产生的污染物本工艺生产过程中的工业废水酸水经处理的废水达标后方可排放或做循环利用 2 废气： 化学工业中大气污染物的特点是：有的是有毒物质，有的是对人类有威胁的致癌物质，有的是有强腐蚀性的，有的是易燃易爆气态物本工艺生产过程中无有毒气体产生，故无需处理 3 废渣： 化学工业固体工业废弃物属工业固体废弃物的一种， 主要指硫酸烧渣、 铬渣、制碱废渣和磷肥工业废渣 本工艺生产中的废渣为吸附剂白土， 将运出厂外至指定地深埋；固体废物按国家规定送有化工废物处理资格处理站处理 九 经济效益核算及其他 1 经济效益核算 （1）.生产班制定员 本工艺采用连续性操作， 每天三班， 劳动定员配置参照国家有关企业劳动定员，定额标准进行编制车间定员名，生产装置工人分为三班，维修及行政岗位为长白班，具体定员如下： 行政岗位 4 人；精馏段共 42 人，分三班操作；每踏 21 人，分三班操作；分析实验 3 人，三废处理 2 人，销售人员 4 人，车间维修 3 人，仓库管理 1 人。

（2）投资估算 本项目估算投资 30000 万元，其中固定资产投资 2100 万，流动资金 27900万；固定资产中设备投资 1500 万元，土建 300 万元，电器仪表 200 万元，安装投资 50 万元，不可预见费用 50 万元 2 经济效益分析 （1）生产成本 邻二甲苯的单位生产成本为 22828 元/吨，年总成本费用为 23626.28 万元， 详见下表 表 7 邻二甲苯单位生产成本（元/吨） 序号 项目 单位 单价/元 消耗 成本/万元 一 原辅材料 1 重整油 吨 1000 220000 22000 二 燃料及动力 1 电 kWh 0.7 400000 28 2 水 吨 2 250000 50 三 人工费 1 工资 300 2 福利 50 四 制造费用 1 折旧费用 200 2 修理费用 50 3 管理费用 50 五 生产总成本 22828 表 8 邻二甲苯年总成本费用 序号 项目 单位 费用 1 单位生产成本 元/吨 22828 2 年生产成本 万元 22828 3 管理费用 万元 50 4 销售费用 万元 228.28 5 税金 万元 500 6 “三废”处理 万元 20 7 总成本费用 万元 23626.28  （2）生产每吨邻二甲苯的同时，还生产出 17.7 吨混合二甲苯（不含邻二甲苯）1.04 吨的 C9芳烃。

销售收入=产品产量×价格+副产品产量×价格 =1000067. 03500098. 0 =33250（万元） （3）利润总额=销售收入–总成本 =3325028.23626 =9624.76（万元） 所得税=利润总额×33% = 9624.76×33% =3176.17 （万元） 年净利润=利润总额–所得税=9627.7 - 3176.17 =6415.61（万元） 所得税按利润总额得 30%计 （4）投资回收期=总投资/（年净利润–折旧） =20061.641530000 =4.9 年（即 58.8 个月） 新增固定资产 1000 万元，预计使用年限为 10 年，按平均年限法计算固定资产折旧率，折旧额 100 万元 （5）投资利润率=达产年份净利润/总投资×100% =3000061.6415%%100 =21.4% 所以该项目具有较好的经济效益 外供邻二甲苯需检查合格证书， 为加强原料质量控制， 保证原料满足工艺生产需要，制定了外供邻二甲苯技术指标见下表  成品邻二甲苯技指标 项目 指 标 优 等 品 一 等 品 外观 澄清透明 无沉淀物 纯度%（m/m）≥ 98 95 非芳烃含量%（m/m）≤ 1.0 1.5 颜色（铂-钴色号） ，号≤ 10 20 酸洗比色 酸层颜色应不深于重铬 酸钾含量为 0.15g/L 标 准比色液的颜色 总含硫量%（m/m）≤ 5 5 不挥发物，mg/100g 2 5 馏程在（101.3KPa）下， 包括 138℃，℃≤ 2(包括 144.4) 2(包括 144.4) 十 结论 1 邻二甲苯是一种重要的有机原料，主要由石油通过加工来生产。

邻二甲苯主要用作化工原料和溶剂 当今我国的邻二甲苯的生产水平和国外还有一定的差距，我们应该加大邻二甲苯的生产 2 本工艺采用重整油为原料， 采用联产法生产邻二甲苯 联产法比单产邻二甲苯，其工艺流程简单，投资步，操作费用低， C8芳烃利用率高 3 本装置操作富有弹性， 处理能力增大， 简单处理能生产多种重要的化工原料，具有能耗低和经济效益显著等优点 4 本工艺生产中产生的“三废”很少，并且注重对“三废”的处理，适应绿色华工的步伐，在较大程度上减少了对环境的污染 综上所述本工艺设计是可行的，而且很有建设价值  十一 参考文献 [1] 郑中常.我国邻二甲苯发展现状.上海:东南大学出版社,1999 [2] 许志希.芳烃联合装置工艺技术规程.茂名:茂名石化,2002 [3] 郭纯孝.精馏技术全书（上册）.北京：化学工业出版社,2002.3 [4] 卢焕章.石油化工基础数据手册[M] .北京:化学工业出版社,1982.221-222 [5] 柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,1998 [6] 姚玉英主编.化工.天津:天津大学出版社,1998 [7] 袁一主编.化学工程师手册.北京:机械工业出版社,1999 [8] 刘光启、马连湘等.化学化工物性数据手册.北京:化学工业出版社,2001 [9] L. H. Doraiswamy and M. M, Sharma,Heterogeneous Reactions,V ol.2. Gas-Liquid Reactions,John Wiley&Sons (1984). [10] 雷燕.实用化工材料手册[M].广州：广东科技出版社，1 版，1994，121 [11] 刘道德等.化工设备的选择与设计[M].长沙:中南大学出版社，3 版，2003 [12] Nancy Vbartels, Chem Facility Improves Efficiency with Automated Labeling. Chemical Processing-2003.66(4)-21-22 [13] 刘道德等.化工单元过程及设备课程设计.北京:化学工业出版社，2002.1  十二 谢辞 我要感谢我的指导老师肖志海老师， 在他精心指导下使我完成了这一切， 给了我莫大的鼓舞和帮助。

从老师身上我学到了许多东西，也留下了美好的回忆，老师的谆谆教诲，是我一生当中最宝贵的知识财富和精神支柱 也向同组沈成龙同学给我的帮助和中肯意见表示感谢！ 同时也深深的感谢各位老师的评阅和赐教! 。