环己烷一步氧化法制己二酸年产5万吨物料衡算

1、物料平衡项目名称环己烷一步氧化法制己二酸目录目录21. 物料平衡概述31.1衡算目的与手段31.2衡算基准31.3生产指标及工艺参数 31.3.1产品己二酸年产量及产品指标 31.3.2原料环己烷指标31.3.3工艺参数及控制指标 31.4物料衡算简化流程图及说明 42. 物料衡算过程52.1物料衡算总体思路 52.1.1子系统52.1.2子系统63.物料衡算结果73.1环己烷氧化73.1.1环己烷新鲜进料73.1.2环己烷氧化反应系统 73.2闪蒸器83.3水蒸气气提装置83.4静置器93.5皂化系统93.6环己烷塔103.7醇酮精馏塔103.8酯化釜113.9二酸二酯精馏塔（包括塔1和塔2

2、） 123.10水解分离121. 物料平衡概述1.1衡算目的与手段只有经过物料衡算，才能得出进入与离开每一过程或设备的物流组成和各种物料的流 量，这就是进行物料衡算的目的。车间物料衡算是车间能量衡算、设备选型、确定原材料消耗定额、进行化工管路设计等各种设计项目的依据。物料衡算的主要依据是质量守恒定律，化学反应过程严格按照反应物跟生成物的摩尔关系进行衡算。物料衡算过程我们借助了 Aspen plus进行模拟计算。1.2衡算基准每年8000小时连续生产。1.3生产指标及工艺参数1.3.1产品己二酸年产量及产品指标表1-1环己酮生产指标年产量/万吨纯度（质量分数” %等级599.8一等品1.3.2原

3、料环己烷指标表1-2原料环己烷指标纯度（质量分数）/ %等级99.9优等品1.3.3工艺参数及控制指标锰卟啉催化剂催化下，环己烷氧化反应单程转化率为36% （摩尔），选择性为60%;催化剂浓度为7.5mg/L。所选用的空气，氧气浓度为21%。皂化用碱液中氢氧化钠的质量分数为15%。环己烷塔塔顶环己烷回收率接近100%。酯化反应转化率为 90%停留时间4.5h。参考文献： 刘小秦环己烷仿生催化氧化工业应用研究湖南大学博士学位论文 2004.4 己内酰胺生产与应用编写组编己内酰胺生产与应用烃加工出版社 1988.41.4物料衡算简化流程图及说明10】反应系统3*水闪-M-* 蒸 八、皂化系统环 己

4、 烷 塔醇酮精馏-M-*蒸八、11水蒸气4J乙醇酯 化 釜初蒸塔精懈塔精懈塔1酸酸 酸环己烷绿色催化氧化法生产己二酸的生产流程简图见图1。整个流程分为环己烷氧化、环己烷回收、环己酮环己醇精馏、三酸分离四个工段。环己烷氧化工段包括环己烷氧化反应系统、萃取槽、皂化系统三部分。其中，环己烷 反应系统包括5个氧化釜，该系统作为整体进行物料衡算。新鲜原料与环己烷一塔循环回来 的环己烷混合后进入反应系统，在锰卟啉催化剂催化下被氧化分解得到己二酸、环己酮、环己醇以及其他副产物。氧化后，通过闪蒸器、水蒸气蒸馏器分离出大部分己二酸、戊二酸以及丁二酸进入三酸分离装置获得产品己二酸。残余二酸进入皂化系统， 皂化系统

5、包括皂化反应器、静置分离槽、水洗分离器等设备。料液流经皂化系统时，首先在皂化反应器中通入碱 液，中和掉残余有机酸，静置分离出皂化废液后接着通水水洗，洗掉多余的废碱。环己烷回收工段通过环己烷塔将未反应的环己烷精馏回收，回收率接近100%环己酮精馏工段通过精馏塔，将环己醇与环己酮分离达到一定纯度，作为副产品。三酸分离工段先将二酸通入酯化釜进行酯化反应转化率达到90%之后进入精馏塔分离出单个二酸酯以及未反应的二酸，其中二酸返回酯化釜继续酯化，分离出的二酸酯分别进入水解釜进行分解，同时连续取出反应生产的醇，使水解反应趋向完全， 取出的醇返回到酯化釜。水解反应结束后使二羧酸溶液冷却结晶，然后各自经过过滤

6、器得到纯的相应的单个二羧酸：丁二酸、戊二酸及己二酸2. 物料衡算过程2.1物料衡算总体思路考虑到物流的循环关系，我们把整个系统（生产流程）分割为两个可以独立计算的子系 统进行物料衡算。其中环己烷氧化工段和环己烷回收工段作为一个子系统，三酸分离工段作为另外一个子系统。 衡算过程根据己二酸年产量等生产指标，利用质量守恒定律， 以及计算机模拟的方法得出各物流的组成信息。物料衡算过程，为了衡算方便，我们在不影响产品生产指标的前提下作出了一些合理的 假设。2.1.1子系统环己烷新鲜进料量F,循环回流量R,己二酸出料量-mloaoxMXGac 口则：（假设己二酸和环己烷在分离过程中的损失忽略不计）(F +

7、 R)x0.38x0.6 = PFx(l- 38H)由以上两式得拼：-根据文献资料产物的组成比例得到以下结果，（忽略掉复杂且含量很少的副产物 ）己二酸环己醇环己酮戊二酸丁二酸摩尔质量g/mol146.14100.1698.14132.11118.09组成比例0.60000.11120.24230.02940.0170摩尔流量kmol/h42.76727.929017.27142.09601.2152反应产生的水量，利用反应系统中氢原子的守恒，可以得出=OjSx 12 jcNg牌亠（10 x-F 12 x 比輕 +10 x 也曲 + B x N皆翌 + 6 xNsj得到反应后水的流量为 67.8

8、760kmol/h蒸汽气提罐中水蒸气采用过量进料，我们参照文献资料取F=245.70kmo/h2.1.2子系统三酸分离过程中酯化反应所需乙醇的量，按照反应时间5小时，醇酸比为 4.5: 1的条件，可以求出乙醇的用量为亠.- . : - 由于在三酸分离过程中乙醇循环使用，可以认为整个过程中乙醇无损失，无需新鲜料液的加入。其中回流的乙醇流量为_ _ -在整个流程中，我们使用Aspen plus软件进行大部分设备的模拟而得出各物流的组成情况。3. 物料衡算结果3.1环己烷氧化3.1.1环己烷新鲜进料表3-1环己烷新鲜进料流量和组成组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%环己烷59

9、98.813999.900071.278799.9050进料杂质60.04820.10000.06780.0950总计6058.862110071.34651003.1.2环己烷氧化反应系统环己烷氧化反应系统包括5个氧化釜(R101a-R101e)，该系统作为整体进行物料衡算。通入的空气所含氧气的体积浓度为21%。衡算结果见表3-2及表3-3。表3-2环己烷氧化反应系统进料流量和组成组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%液体进料新鲜进料环己烷5998.813937.855171.278737.9856进料杂质60.04820.37890.06780.0361循环进料环己烷

10、9787.290361.7621116.293861.9750环己酮0.41380.00260.00420.0022环己醇0.19370.00120.00190.0010共计15846.7599100.187.6464100.气体进料空气34523.80951190.4762表3-3环己烷氧化反应系统出料(闪蒸器进料)流量和组成组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%液体出料水1221.84006.057567.880026.5706环己烷9787.807948.5248116.300045.5239环己酮1694.87788.402717.27006.7601环己醇794

11、.26883.93777.93003.1041丁二酸144.06980.71431.22000.4776戊二酸277.45201.37552.10000.8220己二酸6250.407730.987542.770016.7417总计20428.226110042.7700100气体出料空气29749.42931047.22923.2闪蒸器环己烷氧化反应系统液体出料紧接着进入闪蒸器，闪蒸器进料见环己烷氧化反应系统流量和组成俵3-3）液体出料部分；出料见表 3-4表3-4闪蒸器出料的组分及流量组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%塔顶出料水1124.52349.569762.

12、473533.5551环己烷9167.228378.0130108.926258.5052环己酮1070.03589.106010.90325.8562环己醇387.28153.29583.86662.0768丁二酸0.07320.00060.00060.0003戊二酸0.10030.00090.00080.0004己二酸1.64880.01400.01130.0061总计11750.8913100.0000186.1822100.0000塔釜出料水97.31661.15585.40657.8029环己烷620.57967.37057.373810.6423环己酮624.84207.42116

13、.36689.1890环己醇406.98734.83374.06345.8645丁二酸143.99661.71021.21941.7599戊二酸277.35173.29402.09923.0297己二酸6248.758974.214842.758761.7117总计8419.8327100.000069.2878100.00003.3水蒸气气提装置该装置通入水蒸气将低沸点的环己烷、环己醇、环己酮全部吹扫出系统，达到分离的目 的。水蒸气蒸馏装置进料物流流量及组成见表3.4中的塔釜出料；出料见下表表3-5水蒸气蒸馏出料的组分及流量组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%气体进料

14、水蒸气4422619.0476245.7011塔顶出料水4519.935673.2288251.107593.3792环己烷620.579610.05427.37382.7421环己酮624.842010.12336.36682.3676环己醇406.98736.59374.06341.5110总计6172.3445100.0000268.9116100.0000塔釜出料丁二酸143.99662.15881.21942.6464戊二酸277.35174.15812.09924.5559己二酸6248.758993.683042.758792.7977总计6670.1072100.000046.

15、0773100.00003.4静置器在这里我们假设环己烷、环己醇、环己酮以及有机酸与水完全不相容而出现分层，上层有机相进入皂化系统，下层水相进入废水处理装置。静置装置进料见表3-4塔顶出料部分以及表3-5的塔顶出料部分；静置装置出料见下表表3-5静置装置出料的组分及流量组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%有机相出料环己烷9787.807979.7132116.300082.1835环己酮1694.877813.803317.270012.2039环己醇794.26886.46867.93005.6037丁二酸0.07320.00060.00060.0004戊二酸0.10

16、030.00080.00080.0005己二酸1.64880.01340.01130.0080总计12278.7768100141.5127100水相出料4519.9356251.10753.5皂化系统皂化系统主要包括皂化反应器（R102）、静置分离槽（1015 ）。其中皂化反应器中通入过量的氢氧化钠质量分数为15 %的碱液中和未回收的己二酸和其他有机酸副产物，中和反应后的废碱液在静置分离槽排出系统。在水洗分离器中通入水进行 水洗，进一步把通入的碱液除干净。物料衡算过程假设进出皂化系统的环己烷、环己酮、环 己醇的流量保持不变，而反应生成的其他副产物以及进料杂质均在皂化系统完全被排出。通入的碱液

17、流量=8kg/h进入皂化系统的物流流量和组成见表3-5,随废碱液或废水离开系统的物流组分与流量见表3-6,离开皂化系统进入环己烷回收工段的物流流量和组成见表3-7。表3-5皂化系统进料（静置槽出料）流量和组成组分质量流量质量分数kg/h%摩尔流量摩尔组成kmol/h%环己烷9787.807979.7132116.300082.1835环己酮1694.877813.803317.270012.2039环己醇794.26886.46867.93005.6037丁二酸0.07320.00060.00060.0004戊二酸0.10030.00080.00080.0005己二酸1.64880.01340

18、.01130.0080总计12278.7768100141.5127100表3-6随废碱液或废水离开系统的物流组分与流量组分质量流量（kg/h）摩尔流量（kmol/h）丁二酸0.0731650.000620戊二酸0.1003150.000759己二酸1.6488290.011283总计1.8223090.012661表3-7离开皂化系统进入环己烷回收工段的物流流量和组成组分质量流量kg/h质量分数%摩尔流量kmol/h摩尔组成%环己烷9787.807979.7250116.300082.1908环己酮1694.877813.805417.270012.2049环己醇794.26886.4696

19、7.93005.6042共计12276.9545100141.50001003.6环己烷塔环己烷塔T0201的进料及塔顶塔釜出料流量和组成相同，见表3-8。环己烷的回收率达到 9787.2903/9787.8079= 99.9947%表3-8环己烷塔T0201物料平衡组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%进料环己烷9787.807979.7250116.300082.1908环己酮1694.877813.805417.270012.2049环己醇794.26886.46967.93005.6042共计12276.9545100141.5000100塔顶出料环己烷9787.

20、290399.9938116.293899.9947环己酮0.41380.00420.00420.0036环己醇0.19370.00200.00190.0017共计9787.8978100116.3000100塔釜出料环己烷0.51760.02080.00620.0244环己酮1694.464068.076617.265868.5150环己醇794.075031.90277.928131.4606共计2489.056710025.2000100.00003.7醇酮精馏塔3-10。由表3-10可见,醇酮精馏塔T0301的进料及塔顶塔釜出料流量和组成相同，见表可以得到纯度为 96.6%（ 等品）的

21、副产品环己酮 1690.9801kg/h，即年产量为1.35万吨；和纯度为98.8%（一等品）的副产品环己醇 798.0766kg/h，即年产量为0.64万吨。表3-10醇酮精馏塔T0301物料平衡组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%进料环己烷0.51760.02080.00620.0244环己酮1694.464068.076617.265868.5150环己醇794.075031.90277.928131.4606共计2489.056710025.2000100塔顶产品环己烷0.51760.03060.00620.0357环己酮1684.816699.635517.1

22、67599.6372环己醇5.64580.33390.05640.3272共计1690.980110017.2300100塔釜出料环己烷0.00000.00000.00000.0000环己酮9.64741.20880.09831.2334环己醇788.429298.79127.871798.7666共计798.07661007.97001003.8酯化釜酯化釜的进料包括三酸进料、 三酸回流、乙醇回流；出料包括二酸二酯出料及去乙醇分 馏塔的物流。酯化反应所生成的水经过一个分馏塔不断除去， 与水一起出来的乙醇经分离后 的回收返回到酯化釜，使反应趋向完全，酯化率达到 90%以上。表3-11酯化釜物料

23、平衡组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%三酸进料丁二酸143.99662.15881.21942.6464戊二酸277.35174.15812.09924.5559己二酸6248.758993.683042.758792.7977总计6670.1072100.000046.0773100.0000乙醇回流乙醇4239.116292.1547三酸回流 初馏塔丁二酸8.05893.03520.06823.6842戊二酸30.816911.60650.233212.5922己二酸226.638985.35831.550883.7236总计265.5147100.00001.8

24、523100.0000二酸二酯出料丁二酸二乙酯212.41602.23101.21942.5441戊二酸二乙酯395.11914.15002.09924.3798己二酸二乙酯8647.9511:90.830342.758789.2114丁二酸8.05890.08460.06820.1424戊二酸30.81690.32370.23320.4866己二酸226.63892.38041.55083.23561总计9521.001010047.92971003.9二酸二酯精馏塔（包括塔1和塔2）这部分通过两个精馏塔（塔。和塔G）将丁二酸二酯、戊二酸二酯以及己二酸二酯尽心分 离，分离的物流中主要组分达到

25、99.995%以上。之后分别进入水解釜进行水解。表3-12二酸二酯精馏塔物料平衡组分质量流量质量分数摩尔流量摩尔组成kg/h%kmol/h%CD塔进料丁二酸二乙酯212.41602.29501.21942.6464戊二酸二乙酯395.11914.26902.09924.5559己二酸二乙酯8647.951193.435942.758792.7977总计9255.486310046.0773100。塔塔釜产品丁二酸二乙酯0.00000.00000.00000.0000戊二酸二乙酯0.03950.00050.000210.0005己二酸二乙酯8647.864699.999542.758399.9995总计8647.904110042.7585100C塔塔顶出料 （C塔进料）丁二酸二乙酯212.416034.96091.219436.7412戊二酸二乙酯395.079665.02492.099063.2460己二酸二乙酯0.08650.01420.0004280.0129总计607.58211003