年产5吨环己烷过程设计课件

,*,单击此处编辑母版标题样式,单击此处编辑母版文本样式,第二级,第三级,第四级,第五级,单击此处编辑母版标题样式,单击此处编辑母版文本样式,第二级,第三级,第四级,第五级,*,内容,项目背景,产品概述,产品工艺及发展,工艺优化,经济核算,内容项目背景,1,项目背景,设计目标：,设计规模：年产,5,万吨环己烷,产品要求：纯度（质量）,99.9,设计任务：,根据生产规模和产品要求，对环己烷生产工艺进行概念设计，具体任务如下：,根据现有的文献资料设计出年产,5,万吨环己烷的生产工艺流程,用,Aspen plus,对流程进行模拟，改进旧有工艺,对整个流程的投入和产出做经济核算,项目背景设计目标：,2,产品概述,性质与用途：,环己烷，用于生产环己醇、环己酮和己二酸的原料，用作有机溶剂等。环己酮进一步生产己内酰胺、聚酰胺,6,纤维（尼龙,6,）。尼龙,6,具有广泛用途，民用和工业中都有广泛的用途。,环己烷对酸、碱比较稳定，与中等浓度的硝酸或混酸在低温下不发生反应，与稀硝酸生成硝基环己烷。在铂或钯催化下，生成苯。,环己烷也可以发生氧化反应，在不同的条件下所得的主要产物不同。在钯、钼、铬、锰的氧化物存在下，进行气相氧化则得到顺丁烯二酸。在日光或紫外光照射下与卤素作用生成卤化物。,产品概述性质与用途：,3,产品工艺及发展,现在国内的环己烷制备方法，主要分为苯加氢法和新型工艺法两种，现在企业几乎全部采用的苯加氢方法。苯加氢制备环己烷又分为气相和液相两种。,产品工艺及发展现在国内的环己烷制备方法，主要分为苯加氢法和新,4,苯加氢法,气相法,工艺特点是,气相苯加氢工艺混合均匀,转化率和收率均很高,但反应激烈,易出现“飞温”现象,操作上不易控制。,典型工艺有,: Bexane,、,ARCO,、,UOP,、,Houdry,和,Hytoray,法等。,液相法,工艺特点是,液相苯加氢工艺相比气相而言,反应稳定、缓和,转化率和收率也很高,但液相反应必须有后反应,能耗也较高,液相反应的氢气利用率仅为,85 %,。,典型工艺有,IFP,法、,Arosat,法和,BP,法。,苯加氢法气相法,5,新型技术,催化蒸馏工艺,反应器和精馏塔外耦合工艺,石油馏分分离法,催化剂的发展,新型技术催化蒸馏工艺,6,工艺优化,原有法国 IFP 生产工艺工艺流程图：,工艺优化原有法国 IFP 生产工艺工艺流程图：,7,缺点,产率不高，操作安全系数不高,能源的浪费，工艺复杂，对废热没有充分的利用,催化剂的活性不高，温度控制不灵敏，易造成催化剂失活,缺点产率不高，操作安全系数不高,8,采用流程,本流程采用南风化工2019年新建，2019年优化的流程：,采用流程本流程采用南风化工2019年新建，2019年优化的流,9,优点,采用双反应器设计,反应完全,环己烷直接分离得到成品,循环氢浓度可控制较低,减少放空损失,;,使用南化集团研究院开发并生产的高性能,NCHl-1,型铂系苯加氢催化剂,是国内首家采用国产铂系苯加氢催化剂的生产装置,;,为避免铂催化剂失活、中毒,配置了苯干燥和脱硫反应器,以延长铂催化剂的使用寿命。但是同样存在很多问题。,优点 采用双反应器设计, 反应完全, 环己烷直接分离得到成品,10,存在问题,因循环氢压缩机的电机功率偏小,在循环氢体积分数过低,。需要更换循环氢压缩机的电机,以降低氢耗。,尾气中的氢含量应采用自动控制,稳定反应器的氢油比,从而避免反应器飞温和氢气资源的浪费,达到安全稳定操作的目的。,存在问题因循环氢压缩机的电机功率偏小, 在循环氢体积分数过低,11,工艺流程方块图 ：,H2 N2 CH4,分,离,系,统,环己烷产品,燃烧,系统,H2 CH4,尾气排放,C6H6,分,离,系,统,燃烧,系统,分,离,系,统,原料苯经进料热交换器送至苯干燥塔除水, 合格的苯经苯预热器送至苯蒸发器。新鲜氢、循环氢和来自脱氢工序的氢气共3股氢气的混合物作为苯蒸发器氢气进料, 苯蒸发器顶部苯、氢混合气进入加氢主反应器, 经脱硫反应器脱除生成的硫化氢, 未反应的苯在装有铂催化剂的绝热式后反应器内进一步反应完全, 生成环己烷。 后反应器出来的混合气体先后经苯预热器、苯进料换热器和成品冷凝器冷凝冷却,在环己烷气液分离器中进行气液分离, 得到产品环己烷。绝大部分气相经循环氢压机去苯蒸发器作为氢气进料, 少部分气体经深冷器深冷后, 经吸附排空。,流程概述 ：,工艺流程方块图 ：H2 N2 CH4分环己烷产品燃烧H2 C,12,分析,这是一个体积缩小和产生大量热的放热的可逆平衡反应。因此，根据勒夏特列原理，温度越低，越有利于反应向正反应进行，压强越大，越有利于生成环己烷。但是温度过低或是压强过大，不利于催化剂起作用，综上所述，我们选用温度,190,230,和,2.3MPa,2.5MPa,下进行工艺的优化。,分析这是一个体积缩小和产生大量热的放热的可逆平衡反应。因此，,13,改造后的流程：,预处理及回流,反应系统,分离系统,改造后的流程：预处理及回流反应系统分离系统,14,流程特点,采用双反应器设计,反应完全,环己烷直接分离得到成品,循环氢浓度可控制较低,减少放空损失,;,使用南化集团研究院开发并生产的高性能,NCHl- 1,型铂系苯加氢催化剂,是国内首家采用国产铂系苯加氢催化剂的生产装置,;,为避免铂催化剂失活、中毒,配置了苯干燥和脱硫反应器,以延长铂催化剂的使用寿命。,流程特点采用双反应器设计, 反应完全, 环己烷直接分离得到成,15,温度对铂系苯加氢催化剂的影响,热点温度,苯转化率,%,环己烷选择性,%,液体空速,/h,450,86.32,97.33,2.6,420,92.26,99.71,2.0,320,99.81,99.99,2.0,因此，苯加氢反应器中的温度过高，对催化剂的活性影响很大，降低了苯转化率，环己烷选择性，所以必须采取合适的反应温度,温度对铂系苯加氢催化剂的影响 热点温度苯转化率%环己烷选择,16,经分析,苯干燥塔传质效果差的主要原因在于进口温度过高,再沸器无调节余量。,在低生产负荷时,苯干燥塔的进料温度过高,操作没有调节余量。,为此,给苯预热器增加苯加料旁路管线,使未经加热的苯与被加热的苯在混合器中充分混合,再加入苯干燥塔,;,同时配置调节阀和温度测量点,根据生产负荷的变动及时调节冷热苯的比例,确保苯干燥塔的进料温度,使苯干燥塔能够正常操作。,改造后,苯干燥塔的各项指标均达到要求,见表。,类别,塔顶温度,塔底温度,苯中水，,10,- 6,改造前,86,88,700,改造后,65,79,82,经分析, 苯干燥塔传质效果差的主要原因在于进口温度过高, 再,17,催化剂的选用：,催化剂,AL2O3,苯转化率,%,环己烷选择性,%,1:2,99.24,99.96,1:4,99.13,99.96,1:9,91.55,99.98,纯催化剂,99.81,99.99,试验表明,催化剂与三氧化铝按,1,：,2-1,：,4,的配比使用,对苯的转化率、环己烷的选择性影响不明显,见表,5,。而反应带也可由原来的,31mm,延长到,60-90 mm,。经热核算,满负荷生产,热油进口温度控制在,190,时,可以实现反应带的热平衡。,催化剂的选用：催化剂AL2O3苯转化率%环己烷选择性%1:2,18,反应阶段模拟,氢气环己烷,氢气苯,环己烷苯,Aij,1125.1350,Aij,581.1809,Aij,-104.8214,Aji,1601.3070,Aji,1313.6823,Aji,216.3372,Bij,-5.9440,Bij,0,Bij,0,Bji,702030,Cij,0.3000,Bji,0,Cij,0.4347,Bji,0,Cij,0.3100,各组分相互作用参数,反应阶段模拟氢气环己烷氢气苯环己烷苯Aij1125.,19,组分,摩尔流量（,Kmol/h,）,摩尔百分含量（,%,）,H2,369.00,2.8534,C6H6,63.73,0.4928,C6H12,422.74,3.2690,WATER(H2O),2375.72,18.3711,H2S,39.30,0.3039,CO2,115.42,0.8925,CO,230.84,1.7851,C3H6-2,73.64,0.5695,Total,12931.81,100,T(),410,P(atm),1,反应工段出口物流模拟结果,组分摩尔流量（Kmol/h）摩尔百分含量（%）H2369.0,20,分离系统,反应产物的沸点和流量,组分,氢,氮,甲烷,环己烷,流量,（,kmol/h,）,32.862,8.282,18.786,71.441,沸点,（,）,-252.8,-195.8,-161.5,80.7,由表可知，氮、氢和甲烷的沸点和环己烷相差很大，应该最先分离；然后除去轻组分杂质， 最后除重组分杂质。,分离系统 反应产物的沸点和流量 组分氢氮甲烷环己烷流量32.,21,选择的分离方案流程,选择的分离方案流程,22,分离阶段模拟,塔,T303,T304,T305,板数,10,22,12,进料位置,4,9,2,塔顶压力,/atm,1.2,1.3,1.2,塔压降,/atm,0.2,0.3,0.2,回流比,4.27,7.32,4.9,分离塔工艺参数,模拟结果产物和副产物,产,品,Mol,流量,Kmol/h,质量,流量,Kg/h,质量,分数,%,回收,率,%,年产,量万,吨,/,年,环,己,烷,377.93,20090.54,99.7,89.4,16.07,H2S,18.24,497.47,99,95.4,0.40,分离阶段模拟塔T303T304T305板数102212进料位,23,分离系统的物料平衡,分子式,分子量,沸点,密度,分离系统进料,物流,kg/Nm3,kmol/h,Mol%,kg/h,wt%,H2,2.016,-252.75,0.0898,32.862,25.01,66.25,1.00,N2,28.02,-195.78,1.0507,8.282,6.30,231.98,3.51,CH4,16.03,-161.49,0.7156,18.786,14.30,301.33,4.56,C6H6,78.11,80.1,879,C6H12,84.16,80.7,879,71.447,54.38,6012.47,90.93,合 计,131.371,100.00,6612.03,100.00,温度,密度,kg/m3,状态,60,11.64/741,g/l,压力,MPa,粘度,Pas,2.47,分离系统的物料平衡 分子式分子量沸点密度分离系统进料,24,经济核算,设备费用,设备名称,设备尺寸,费用,/,万元,流化床反应器,R101,直径,2.4m,高,1.5m,65,流化床反应器,R102,直径,1.5,高度,1,40,板间距,直径,塔高,塔板数,气液分离器,T301,3.1,水吸收塔,T302,0.6m,3.2m,8m,10,4.5,乙腈分离塔,T401,0.6m,2.4m,9.2m,12,4,氢腈酸分离塔,T501,0.6m,1.4m,8m,10,2,丙烯腈成品塔,T601,0.6,1.4,22m,32,6,换热器名称,壳程直径,长度,换热面积,E101,1.2 m,2.8m,60.2m,2,2.8,E102,0.8 m,2.2 m,51.2 m,2,2.5,E103,0.8 m,2.2 m,51.2 m,2,2.5,E201,3.2 m,3.8 m,152 m,2,3.6,E601,3.8 m,4.4 m,450m,2,10.2,塔全凝器和再沸器,T302,、,T401,、,T501,、,T601,78,所有泵,P301,、,P401,、,P501,8.4,总费用,232.6,经济核算 设备费用设备名称设备尺寸费用/万元流化床反应器R1,25,设备安装费用：按设备购置费用的,50,计算，设备安装费用共计,116.3,万,元。,土地费用：,无形资产获取费用：催化剂专利使用费：,100,万；小试与中试实验费用：,200,万。,总计,300,万。,综上，建设项目投资总计为：（,232.6+116.3,）,6.7+8400+300=13737.3,万元。,原料成本：,原料总费用为,183.028.7+87.413.3=,万元,/a,。,公用工程：,公用工程费用为,1062,万元,/a,。,工资福利费用 ：,直接工资福利总计为,636(1+14%),725,万元,/a,。,销售费用：市场销售，日常办公，广告等其它费用，预计,1000,万元,/a,保险费用：总计,(200+50+20)240,6.5,万元。,维修费用：维修费用每年按照设备总投资的,10%,计算，每年支出维修费用为,155.8,万元,折旧费用：每年折旧率为10%,年折旧额为155.8万元。,综上，总成本为,6414.52+1062+725+1000+6.5+155.8+155.8=9519.62,万元,设备安装费用：按设备购置费用的50计算，设备安装费用共计1,26,销售收入与利润,环己烷价格1,0,700元/吨，生产规模为,5,万吨，故每年销售收入为53500万元,每年利润为53500-9519=43980万元，而建设项目投资总计为13737.3万元，可见当年就可收回成本。,销售收入与利润 环己烷价格10700元/吨，生产规模为5万吨,27,谢谢！,谢谢！,28,年产5吨环己烷过程设计课件,29,年产5吨环己烷过程设计课件,30,