年产60万吨对二甲苯项目创新点概述.docx

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1、XX石化年产60万吨对二甲苯项目创新点概述创新点概述一、创新部分创新一 “甲苯择形歧化、苯和重芳烃烷基转移+二甲苯异构化”组合新工艺将苯与重芳烃工段得到的热力学平衡的PX送至异构化工段，得到高纯度的PX再与择形工段高纯度PX混合，浓度达90%以上，分离能耗大大降低。图1-1 传统组合工艺传统的“甲苯择形歧化与苯和重芳烃烷基转移组合工艺”原则框图如图1-1所示，甲苯在SSTDP反应区发生择形歧化反应生成苯和富含PX的二甲苯；在SATP反应区，苯和C9+A烷基转移反应生成甲苯和热力学平衡的C8A。其中，SSTDP生成的苯去SATP单元，转化为甲苯和碳八芳烃；SATP单元生成的甲苯送往SSTDP单元

2、。两反应区生成的碳八芳烃可以混合得到PX浓度为50%-60%的碳八芳烃，用于生产高纯度的PX。从传统组合工艺中可发现，在苯与重芳烃工段，由于受热力学平衡的控制，产物中对二甲苯含量仅约24%。当择形工段生产的纯度达90%的PX与其混合后，浓度只有50%-60%，大大抑制了甲苯择形歧化生产的高纯度的PX的优势。图1-2 改进组合工艺本项目从以下两个方面进行改进。首先，原料上，传统组合工艺中苯与重芳烃烷基转移反应重芳烃原料主要为C9芳烃。本项目利用新型催化剂，增加了C10芳烃含量，利用低价值的C10A。其次，流程上，在烷基转移工段后面增加异构化工段，如图1-2所示。将烷基转移工段得到的热力学平衡组成

3、的C8A经过异构化工段，浓度达90%以上，再与甲苯择形歧化工段的高浓度PX混合。之后只需一级结晶便可得到浓度为99.9%的PX产品。创新二 膜催化混合二甲苯异构化异构化反应器选用管式分子筛膜反应器，利用膜分离与催化耦合技术，节能减耗。异构化工段，利用南京工业大学先进的膜分离与催化耦合技术，利用膜催化混合二甲苯异构化，并能选择性地透过对二甲苯。如图1-3，分子筛膜管由HZSM-5催化剂层，silicalite分子筛层及支撑体三层结构组成。混合二甲苯经过膜管表面，在催化剂作用下完成异构化反应，动力学直径小的PX顺利通过MFI分子筛膜层，最终高浓度的对二甲苯从管中流出，再与择形工段高浓度对二甲苯混合

4、后进入熔融结晶工段。同时，由于及时移走反应产物对二甲苯，促使混合二甲苯向对二甲苯转化，提高了反应的选择性和转化率。Silicalite-1分子筛-Al2O3支撑体催化剂层图1-3分子筛膜管结构图1-4 管式分子筛膜反应器创新三 化三塔为一塔简化流程烷基转移工段，将轻烃塔，苯塔和甲苯塔用C7塔代替，选择性地共用甲苯择形歧化分离塔，简化流程。图1-5 增加C7塔流程图甲苯择形歧化最大的优点便是能得到高浓度的PX。如果采用传统的组合工艺，分设两个反应区，共用分离塔，由于苯与重芳烃烷基转移生产的PX浓度较低，如果两个反应产物直接混合，势必影响甲苯择形歧化得到的高纯度PX。故本项目有选择性地将两种反应产

5、物进行混合。在苯与重芳烃烷基转移工段，将轻烃塔，苯塔和甲苯塔用C7塔代替，塔顶分离的C1-C7组分送到甲苯择形歧化工段共用分离塔，塔釜的C8与C9+A再单独进行分离，经过C10和 C9塔切去重芳烃（分离出的C9+A循环回去作原料），得到的C8A经过异构化装置，得到高浓度的PX再与甲苯择形歧化工段高浓度的PX混合。之后只需一级结晶便可得到纯度达99.9%的产品。创新四 熔融结晶分离二甲苯 高浓度的（达91%）PX选用悬浮熔融结晶分离，使用晶体洗涤塔，能耗低，产品纯度可达99.9%。在分离高浓度的PX 原料时，现有吸附分离法将难以适应，而结晶法因其能耗低、产品纯度高、生产设备简单且不使用溶剂和分离

6、剂等优点，在分离高含量的进料时有独特的优势。针对我们工艺特点，在本项目进入分离提纯工段的原料中PX含量已达90%，故我们选择熔融结晶分离产品。本项目采用PX Plus XP 工艺中的结晶工艺，该工艺使用立式刮刀结晶器， 其特点是使用了Badger/Niro 螺杆式洗涤塔(与离心操作相反) 。相比于传统的离心分离使用洗涤塔实现产品的提纯分离过程能耗更低。本工艺虽然也属于悬浮熔融结晶，但是由于使用了晶体洗涤塔， 因而无需晶体和液体分离，基本不循环对二甲苯，因而能效较高工艺。使用该工艺可得到纯度为99.9% 的对二甲苯， 回收率可达93%。相比于吸附分离法，本工艺无论从投资费用还是操作费用上都大大减

7、小。图1-6 结晶分离流程图二、特色部分特色一 膜分离技术回收氢气采用新进的气体膜分离技术回收了80%的加氢尾气中氢气，纯度达到99.9%，节能减排，经济效益可观。气体膜分离技术是一种新型的化工分离技术。由于它具有能耗低、投资省、占地面积小和使用方便等特点，现已在石化和化工工业中得到广泛的应用。 在气体膜分离技术中，氢气分离膜占有很大的比重。到目前为止，氢气膜分离技术是开发应用得最早，技术上最成熟，取得的经济效益十分显著的气体膜分离技术。本项目设置氢气膜分离单元主要是考虑回收大部分用于排放的氢气，排放的含氢气尾气送入氢气膜分离装置，回收了80% 纯度达99.9%的氢气循环送回氢储罐，非渗透气送

8、燃气总管作燃气，回收了大量的氢气，且降低了能耗。本项目采用Aspen用户模型外接Fortran编程模拟膜分离过程。（详见设计说明书2.1.2.3氢气膜分离单元的设计）图2-1 氢气膜分离器特色二 隔壁精馏塔分离技术采用隔壁精馏技术分离三组分，与两塔流程相比，节省冷耗39.5%，节省热耗35.8%，且减少了设备投资。图2-3 隔壁精馏模拟流程图本工艺中，结晶工段的晶体洗涤塔（T0401）的塔底中甲苯、混合二甲苯和重芳烃的质量含量分别为0.358、0.615和0.026，利用分隔壁精馏塔替代两塔系统能够直接分离出三种组分的浓溶液，回收了晶体洗涤塔残余液。与两塔流程相比，采用隔壁精馏技术，可节省冷耗

9、39.5%，节省热耗35.8%，具有明显的经济效益。隔壁精馏模拟流程图见图2-3。特色三 五大循环ASPEN流程模拟中，实现了五大循环，实现清洁生产。纵观整个流程，实现了甲苯循环，重芳烃循环，混合二甲苯循环，氢气循环和结晶母液循环共五大循环，实现了原料高效利用，实现了清洁生产。图2-4 五大循环流程图三、换热网络优化使用Aspen Energy Analyzer 能量分析器对全流程进行热集成网络分析，结果表明全流程能进行比较合理的能量匹配利用，经过对换热网络的改造，最终得到了如下图所示的热集成方案。图3-1 全流程热集成示意图对该换热网络设计作如下说明：对于甲苯择形歧化工段，择形歧化反应器（R

10、0101）的出料冷却由经预热过的苯-重芳烃进料预热器出料物流（PGL0202）完全提供。对于烷基转移工段，烷基转移反应器（R0201）的出料先用于加热C7分离塔（T0201）塔底物料，之后加热C9芳烃精馏塔塔顶出料（PL0220），使其达到所需的温度，而后对甲苯原料混合罐出料物流（PGL0101）进行预热使其达到188经过此过程后对二工段进料缓冲罐（V0201）物流（PGL0202）进行预热，最后和轻烃闪蒸罐出料物流（PL0120）进行换热可是双方出口温度均达到要求温度。其他物流均使用公用工程换热处理。进行冷热流股匹配后，全流程公用工程耗量下降明显，达到了较好的节能效果，热集成前后冷热公用工程

11、对比情况如表3-1所示。表3-1 热集成前后冷热公用工程对比表项目热公用工程/MW冷公用工程/MW换热单元数总换热面积/m2匹配前360.4474.63025540匹配后204.5318.52928420节能43.2%32.8%由此可以看出，进行冷热流股匹配后，全流程公用工程耗量下降明显，能够节省热耗43.4%，节省冷耗32.8%，达到了较好的节能效果。四、基于FLUENT软件的异构化膜反应器进口段模拟分析Fluent是通用的CFD软件，用来模拟从不可压缩到高度可压缩范围内的复杂流体的流动。由于采用了多种求解方法和多重网格加速收敛技术，因而能达到最佳的收敛速度和求解精度。灵活的非结构化网格和基

12、于解算的自适应网格技术及成熟的物理模型，使Fluent在层流和湍流、传热、化学反应、多相流、多孔介质等方面有广泛应用。我们希望借助Fluent软件来处理和解决反应器内流体的分布问题。1. 对进料方式的优化反应器的进料方式主要有两种，径向进料和切向进料。我们借助FLUENT软件对两种情况下的反应器进口段的速度分布进行了分析。流场分布如图4-14-4所示：图4-1 径向进料速度矢量分布图图4-2 径向进料速度分布云图图4-3 切向进料速度矢量分布图图4-4 切向进料速度分布云图从图4-14-4中可以看出切向进口的流体分布要比径向进口的流体分布均匀。形成这种结果的原因是因为在径向进口中，流体流动的路

13、径只是整个反应器管箱的直径，沿着进口直径方向两侧的区域大多是靠扩散来得到分布，而非靠压头来强迫流动。在切向进口中，流体流动的路径是整个反应器管箱的周长，流动路径比较长，沿着管箱内壁的一些区域是流体流动的主体，但是在中心区域，效果欠佳。整体来看切向进料的各种指标均比径向进口要好，所以在本项目推荐使用切向进料，并在基础上做出进一步的优化。2. 内增设导流板导流板设计如图4-5、4-6：图4-5 导流板安装位置 图4-6 导流板结构简图增设导流板后反应器流动与无导流板反应器流动对比：图4-7 增设导流板反应器速度矢量分布图图4-8 未增设导流板反应器速度矢量分布图从图4-7、4-8对比中可以看出，增设导流板的情况下流场分布已经相对很均匀了，而且这种导流板结构简单，制造方便，不会对管板和布管产生很大的影响。最终本项目采用此方案对反应器进行优化。13