年产10万吨异丙苯生产流程设计方案

1、1、背景1.1 设计背景某公司根据对市场的预测，酚衍生的可塑剂的市场需求将大大增加，为了满足这部分市场需求，此公司决定投资一个新的石碳酸厂，而石碳酸需要异丙基苯作为原料，所以需要建立一个新的异丙基苯生产流程。异丙基苯的年产为10万公吨；使用该公司的催化剂；原料使用含5%丙烷的丙烯进料，这样比较纯的原料每桶可以节约0.095美元；完成一个完整的基本设计，并作经济评价；整个生产过程要尽可能地节能。1.2 要求 以苯和丙烯为原料，使用公司的新催化剂，做一个优化的基础设计。 对生产过程作经济评价，使用以下的信息： 税后最低预期资本回收率 = 9% 每年 折旧 = macrs 边际税率 = 35% 建设

2、周期 = 2 年工厂生命周期 = 10年（从开始运行起）2、过程设计分析2.1异丙苯生产过程的分析2.1.1异丙苯的合成 工业上用苯和丙烯生产异丙苯的方法有两种：一种为三氯化铝法，一种为固体硫酸法。 以三氯化铝法作催化剂生产异丙苯时，在反应中起催化作用的不是三氯化铝，而是由三氯化铝、烷基苯和氯化氢生成络合物。烃化反应是一个气相反应，络合物在反应液有一定的溶解度，在超过饱和浓度时，反应体系的络合物形成单独的一相，习惯上称为 非均相烃化反应，其工艺称为非均相三氯化铝法（亦称sd法）。采用络合物浓度低于饱和溶解度的工艺，称为均相法（亦称monsanto法），这是美国monsanto公司开发的新工艺，

3、在1985年实现工业化。两种方法没有本质的区别，其反应机理相同。 由美国环球油品公司（uop）以磷酸作催化剂生产异丙苯的方法称uop法。目前世界上有27套装置采用这一工艺，其产量约占异丙苯总产量的80左右（不包括中国、独联体和东欧），是生产异丙苯的主要方法。 1985年cdtech开发了催化精馏法生产异丙苯工艺并进行了中试。虽然这是一个很有前途的新工艺，但目前尚未见到工业化的报道。本设计采用uop法生产异丙苯的工艺。这个反应同时伴有副反应，物性数据和反应方程式如下：表-1 反应系统中组分的物性参数分子量沸点（）标准生成含kcal/mol苯78.113680.0930.9544282丙烯42.0

4、806-47.6914.8442725异丙苯120.194152.4132.9368491二异丙基苯162.275210.535.3023789c3h6(气相) + c6h6 (液态) c9h12(液态)deta h = -12.8618516 kcal/molr1 = k1 cp cb mol/g cat seck1 = 3.5 * 104 exp(-24.90/rt)c3h6（气态） + c9h12(液态) c12h18(液态)deta h = -12.4787427 kcal/molr2 = k2 cp cc mol/g cat seck2 = 2.9 * 106 exp(-35.08/

5、rt) *以上物性数据均来至aspen plus 10.2 版的数据库2.12 反应过程的分析1、反应是个吸热过程，反应过程中所需要的热量由进料和壳程流体提供，所以反应器前应该有预热部分。2、k = 生成物物质量/反应物物质量 由此定一个温度（至少应该气化，提高催化剂的效率）。3、反应是一个体积减小的反应，增加压力可以增加转化率，选择相应的压力。4、而且，反应物在反应器中的停留时间需要进一步计算得到。5、烯烃在高温下会发生聚合，所以苯应该过量，对丙烯进行稀释，以防止丙烯的聚合。而且异丙苯生成后，会继续与丙烯结合成二异丙苯，需要使苯过量，减少这种副反应2.1.3异丙苯产品分离过程分析 由前面分析

6、可知，在异丙苯的合成过程中，由于苯的大大过量和作为稀释剂丙烷的存在，反应器出口含有大量未反应的原料和稀释剂，还有生成的少量多烃化物。因此必须对反应产物进行分离。在本设计中，首先用一个精馏塔将产物中水、丙烷和部分苯分离出来，另外一部分苯、多烷基化合物和异丙苯再进行分离出多烷基化合物和异丙苯，多烷基化合物和异丙苯最后进入一精馏塔分离出异丙苯，异丙苯的纯度为99.9%。3异丙苯生产过程的设计3.1反应系统甲方公司已经开发出了反应器如下： 壳管固定床反应器，并假设以下的装配数据： 催化剂颗粒直径：dp = 3 mm 催化剂颗粒密度：p(cat) = 1600kg/m3 空隙比 e = 0.50 固定管

7、到管壁的传热系数： h = 60 w/mc 使用象换热器一样的标准管布局2.1.2反应条件uop法采用塔式固定床反应器，苯和辨别称为液相进料，但也有气相存在，出口则为气液混合物，反应温度控制在350左右,反应压力为2.05.0mpa，在工艺条件中控制原料的配比很重要，这与三氯化铝法类似，不过对upo工艺来说，不仅要控制苯和丙烯的比（mol），还要控制作为稀释剂加入的丙烷和丙烯的比（称为烷烯比）。苯和丙烯的比（mol）控制在2：1，苯的大量过量是为了减少二异丙苯的生成（在uop法中二异丙苯不能反烃化），其另一个作用是丙烯得到充分的稀释，减少丙烯的自聚反应。烷烯比控制在810：1左右，加入丙烷可以

8、稀释丙烯，减少自聚反应，丙烯自聚不仅降低丙烯选择性，也影响异丙苯的质量（丙烯二聚体与异丙苯沸点相近，很难分离）。同时自聚物可以沉积在催化剂上，降低催化剂的寿命，加入丙烷的另一个作用保证脱丙烷塔的正常运行，而且丙烷蒸出时带出的大量的苯可以减轻塔的负荷。spa催化剂对原料中水分的要求严格，催化剂中流离酸的含量是通过控制进料水分含量来实现的（200250ppm），因此要严格控制水分含量，此外，原料中的硫、氨、碱性有机物能引起催化剂中毒，亦应严格控制。2.1.3反应选择性和转化率在上述反应条件下，丙烯大部分转化，转化率为92,其中90的丙烯反应生成异丙苯，2的丙烯生成二异丙苯。2.1.4反应的循环结构

9、 在异丙苯合成反应中，由于丙烯不能完全转化和苯的过量以及稀释剂丙烷和副产物二异丙苯的存在，因此必须对反应后的物流进行分离，使丙烯、丙烷和苯同其它的组分分离出来，通过循环返回反应器，从而提高反应物的利用率。其循环结构如下：原料预热产品分离反应系统未反应的苯图-1-1 生产系统功能流程图苯丙烯丙烷异丙苯二异丙苯燃料气 2.1.5 产量和进料量 本设计中的异丙苯的产量为100,000吨/年，异丙苯的纯度为99（重量），按一年有2个星期的检修期，实际的生产时间为350天，则产品的流量为约93kmol/h。 反应物中苯和丙烯的摩尔比取2：1，丙烯和丙烷的摩尔比取10：1，循环比取1：1，根据反应的转化率

10、可得： 苯的进料流量为：210mol/h，新鲜苯的进料流量为105mol/h。 丙烯的进料流量为：105mol/h 丙烷的进料流量为：10mol/h。2.2分离系统设计2.2.1分离序列 由于反应产物中存在未反应的苯、丙烯、稀释剂丙烷、产物异丙苯和副产物多烷基苯，必须将产物异丙苯分离出来，同时将未反应的苯和丙烯循环使用。因此，存在分离序列的选择。本设计采用启发探索法进行排序。排定塔序的推理法如下： 1、流量最大的组分最先分离。 2、最轻的组分最先分离。 3、高收率的组分最后分离。 4、分离困难的组分最后分离。 5、等摩尔分割优先。 6、下一个分离应该是最便宜的。 由前面所给的进料条件和反应条件

11、可以计算得出反应器的出口物流组成见表2-1，表2-1列出了个物质的沸点：表2-1反应产物的流量和沸点组分苯丙烯丙烷异丙苯二异丙苯流量（mol/h）1098.868.0694.42.8沸点（）80.9-47.69-42.04152.41210.5 由表21可知，按分离序列规则，丙烯和丙烷应该最先分离，由于丙烯和丙烷的沸点和其它组分相差很大，可以先进入一个闪蒸罐把一部分的丙烯和丙烷分离出来作为燃料气，同时它可以带走大量的热量，也可以避免反应循环体系中有害杂质磷、硫的积累。闪蒸罐底部的出料进入一个精馏塔把丙烯、丙烷分离出来，这一部分的物流回流反应器，精馏塔底部的物流再进入一个精馏塔把异丙苯分离出来，

12、其流程如图22：反应产物闪蒸燃料气丙烯塔异丙苯塔循环气异丙苯二异丙苯图2-1 反应产物分离序列2.2.2闪蒸罐分离条件的确定 根据反应产物分布和其沸点分布，以及保证反应循环体系中的磷、硫的含量不超过一定的标准。闪蒸罐可以采用常压操作，其操作温度约为90。利用apsen-plus流程模拟软件模拟的操作条件为表22：表22 闪蒸罐分离条件温度（）压力(bar)物流流量（kmol/h）热负荷（watt）进料顶部底部闪蒸罐901.75223.1319.90203.22-4.56e+092.2.3 丙烯塔分离条件的确定 根据闪蒸罐的底部出料的各组分浓度分布和其沸点，丙烯塔采用常压操作，进料采用泡点进料。

13、根据分离精度要求，用apsen可以得到塔板数，塔内温度和压力分布，回流比，塔顶和塔底产品流率，塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷。拟设塔的分离要求为：进料物流中丙烯、丙烷全部从塔顶采出，二异丙苯从塔底全部采出。通过简捷法模拟的结果得到上述分离要求下的最小回流比为0.27。在实际生产中，一般的回流比取最小回流比的1.11.2倍。本设计中取实际回流比r1.2rmin,经过严格模拟法塔计算得到的操作条件如表23所示，各股物流的流量及组成如表24所示。2.2.4 异丙苯塔分离条件的确定 根据丙烯的底部出料的各组分浓度分布和其沸点，异丙苯塔采用常压操作，进料采用泡点进料。根据分离精度要求，用apsen可以得

14、到塔板数，塔内温度和压力分布，回流比，塔顶和塔底产品流率，塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷。拟设塔的分离要求为：进料物流中丙烯、丙烷在塔顶的回收率为99，二异丙苯在塔底的回收率为99。通过简捷法模拟的结果得到上述分离要求下的最小回流比为0.73。在实际生产中，一般的回流比取最小回流比的1.11.2倍。本设计中取实际回流比r1.2rmin,经过严格模拟法塔计算得到的操作条件如表23所示，各股物流的流量及组成如表24所示。表23 分离系统操作条件理论板数nt回流比r压降(bar)温度t()最小实际进料塔顶塔釜丙烯塔140.270.330.39053.29177.96异丙苯塔1907308803177

15、.96173.34218.77进料位置nf物流流量（mol/h）热负荷（wat）进料塔顶塔釜塔顶冷凝器塔釜再沸器丙烯塔6203.23106899634-1389168.451836653.53异丙苯塔996.3492.63.74-17625301744700表24各股物流的流量及组成塔物流流量(kmol/h)苯(kmol/h)丙烯(kmol/h)丙烷(kmol/h)异丙苯(kmol/h)二异丙苯(kmol/h)丙烯塔进料203.23101.102.902.8093.702.71塔顶106.89100.272.902.800.91塔釜96.340.849278272异丙苯塔进料96.340.84

16、9278272塔顶92.60.8491.76塔釜3.941.022.712.3 换热网络合成2.3.1各换热单元的热负荷计算 本设计的换热单元如下：反应物料首先经过一个换热器预热，再经过一个燃烧炉加热至350，物料反应完以后通过一个冷凝器冷却至90，该冷却物流进入一个闪蒸罐进行等温等压闪蒸。除了这些换热单元之外还有丙烯塔的冷凝器和再沸器，异丙苯塔的冷凝器和再沸器，可以通过aspen模拟计算得到各个用能单元的物流的交换的热量和起始的温度。2.3.2换热网络的合成 为了充分利用系统能量，降低公用工程消耗，本设计采用夹点分析进行换热网络合成。经过能量优化匹配可得到该系统的换热网络，hex和精馏塔的冷

17、凝器冷物流的出口，对 h-01对原料进行预热，加热达到所要求的温度，通过反应器reactor的加热物流，可以用于再沸气的热源，其它用能单元用公用工程加热或冷却。2.4 异丙苯过程流程 经过模拟分析，我们确定生产流程如下：20附 录单元操作的结构参数，和操作参数h-01功能是将混合物料预热，以节约燃料炉的能耗，热物流使用精馏塔冷凝器的冷却物流。出口温度：40出口压力：31.75 bar能耗： 447 kw物流相态：液态加热炉：furnace将物料加热到反应进行的温度出口温度：350出口压力：31.75 bar能耗： 5407.8kw物流相态：气态反应器：reactor反应进行的场所，此反应器是给

18、定的恒温列管式固定床反应器。结构参数： 列管数： 234根 管长： 6m 管径： 7.62cm操作参数： 温度：350 恒温 压力：31.75bar计算结果： 停留时间：88秒输入输出产生物料平衡kmol/hr320.270159215.270159-105物料平衡kg/hr21073.038821074.3877能量平衡kw8105.879135167.43246换热器：hex降低反应后物流的温度，以便于分离系统的操作，并可以回收大量的热。出口温度：100出口压力： 1.75 bar能耗： -5163.1791 kw物流相态：液态闪蒸器：flash将物流中的丙烷气体进行分离，因为丙烷和其他物

19、质的沸点相差很大，而且常温常压下是气态，所以通过闪蒸分离。分离在100，压力1.75 bar下操作物流结果：infuelgastodistiltemperature c 100100100pressure bar 1.751.751.75vapor frac 010mole flow kmol/hr 215.2711.798203.472mass flow kg/hr 21074.39772.620301.79volume flow cum/hr 25.402202.97125.916enthalpy mmbtu/hr 0.0150.0112.301mole flow kmol/hr prop

20、y-01 000 isopr-01 96.9820.70496.278 benze-01 103.1725.81697.356 p-dii-01 5.8550.0075.848 propa-01 9.2615.273.991苯精馏塔：benz将物流中未反应的苯分离，并作为回流与原料混合。结构参数：实际塔板数：27 板的murphree效率：0.5全凝器： 1个再沸器： 1个进料板： 21块理论板上操作参数：塔顶物流流量：105 kmol/hr回流比： 0.44塔顶压力： 1.5 bar计算结果：物流结果todistiltoisopr-01recycletemperature c 100175.

21、758.2pressure bar 1.751.71.5vapor frac 000mole flow kmol/hr 203.47298.472105mass flow kg/hr 20301.78812081.5478220.251volume flow cum/hr 25.91616.7699.943enthalpy mmbtu/hr 2.301-0.8594.393mole flow kmol/hr propy-01 000 isopr-01 96.27892.6173.661 benze-01 97.3560.00797.349 p-dii-01 5.8485.8480 propa-

22、01 3.99103.991塔的分布结果 temperaturepressureheat dutyliquid flowvapor flow cbarmmkcal/hrkmol/hrkmol/hr158.29694231.5-1.307698546.20299.80955841.50714286047.5039251151.23108.2911791.51428571042.8504563152.5039254116.3234751.52142857039.8476995147.8504565122.1402091.52857143038.5121221144.8476996125.34939

23、81.53571429037.9802912143.5121227126.9130481.54285714037.7573694142.9802918127.6696211.55037.6509124142.7573699128.0693581.55714286037.5898693142.65091210128.3178221.56428571037.5469564142.58986911128.503251.57142857037.5112403142.54695612128.6626961.57857143037.4781441142.5112413128.8117331.5857142

24、9037.4455676142.47814414128.957151.59285714037.4122916142.44556815129.1023161.6037.3772563142.41229216129.2495191.60714286037.339177142.37725617129.4010741.61428571037.2964519142.33917718129.5596071.62142857037.2492793142.29645219129.7240871.62857143037.2240007142.24927920129.8442581.63571429037.517

25、3878142.22400121129.3659841.64285714041.2119303142.51738822122.8464831.650261.768636145.25593823130.0135971.657142860262.493213162.8931724137.7150561.664285710261.930852163.61774725146.9007941.671428570263.588567163.05538626156.1965051.678571430268.008312164.71310127163.81771.685714290273.544036169.

260271651.692857140276.172567174.6685729174.1431661.71.6070224898.8754663177.297101isopr-01： 分离异丙苯和二异丙苯，塔顶抽出最终产品异丙苯。结构参数：实际塔板数：37 板的murphree效率：0.5全凝器： 1个再沸器： 1个进料板： 28块理论板上操作参数：塔顶物流流量：95.6 kmol/hr回流比： 0.63塔顶压力： 1.5 bar计算结果：物流结果：incumenedipbtemperature c 174.1167.6233.4pressure bar 1.71.51.

27、7vapor frac 000mole flow kmol/hr 98.87595.63.275mass flow kg/hr 12112.05811580.801531.258volume flow cum/hr 16.77915.9040.781enthalpy mmbtu/hr -0.87-0.78-0.183mole flow kmol/hr propy-01 000 isopr-01 91.53491.5280.006 benze-01 0.9640.9640 p-dii-01 6.3773.1083.269 propa-01 000塔的分布：temperaturepressureh

28、eat dutyliquid flowvapor flow cbarmmkcal/hrkmol/hrkmol/hr1167.6374961.5-1.386917760.22802170.3499671.50526316059.1433818155.8283172.1936551.51052632057.6907027154.7433824174.0706731.51578947056.1527205153.2907035176.0384151.52105263054.6527492151.7527216178.0099931.52631579053.3028154150.2527497179.

29、8617751.53157895052.1571451148.9028158181.5021281.53684211051.2461366147.7571459182.8688991.54210526050.5562214146.84613710183.9526691.54736842050.04232071467906541.55263158049.6642687145.64232112185.4314451.55789474049.3868534145.26426913185.921931.56315789049.1822684144.98685314186.30

30、14111.56842105049.0286765144.78226815186.6008661.57368421048.9116456144.62867716186.8427451.57894737048.8156115144.51164617187.0428711.58421053048.744144144.41561118187.2167611.58947368048.6789856144.34414419187.371041.59473684048.6230072144.27898620187.5119251.6048.5722653144.22300721187.6433411.60

31、526316048.52474791447680291.61052632048.4790755144.12474823187.8887831.61578947048.4364232144.07907524188.0052021.62105263048.396308144.03642325188.1173111.62631579048.386124143.99630826188.1983921.63157895048.763519143.98612427187.8420111.63684211054.637505144.36351928181.6720131.64210

32、5260148.507203149881561.647368420144.710168145.23173730193.8274651.652631580140.674534141.43470131202.4295091.657894740137.848795137.39906832211.5357331.663157890137.289484134.57332933219.4489481.668421050138.586892134.01401834225.1691891.673684210140.461571135.31142635228.7888141.67894

33、7370142.0291051379144411.684210530143.073137138.75363837232.1331061.689473680143.6999139.7976738232.8454711.694736840143.942132140.42443439233.3868811.71.363664933.27546626140.666666塔板设计塔板设计：塔中采用泡罩板一个流向（如图）板间距： 0.6米设计规定最大液泛因子为：0.8漏液区为板面积的10%堰高为 3 英寸计算结果：塔benz直径为：1.39米降液管面积：0.1m2降液速度：0.0

34、835 米/秒堰长：1.01 米塔isopr-01直径为：1.37米降液管面积：0.1m2降液速度：0.0646 米/秒堰长：0.995 米塔benz的塔板计算分布液泛因子降液速度降液管余量板负荷余量压降 m/secmeter bar20.378984260.009583020.149564280.245348240.0042786430.376868160.009446580.149025130.24446380.0042077740.376139990.00942740.148836270.244153990.0041600950.376434580.009494890.148916190

35、.244285090.0041359460.376495260.009550650.148972250.244377050.0041227470.376128190.009577010.148948040.244337330.0041135580.375500430.009584750.148872520.244213450.0041058290.374751090.009583520.148772610.244049550.00409867100.373951870.009578380.148662460.243868860.00409178110.37313470.009571580.14

36、8548420.24368180.00408503120.372313010.009564080.148433180.243492740.00407835130.371492120.009556260.148317770.243303420.00407172140.370673770.009548230.148202520.243114370.00406512150.369858250.009540020.148087460.242925620.00405854160.369044710.009531540.147972350.242736790.00405196170.36823260.00

37、9522760.147857060.242547670.00404537180.367425370.009514170.147742640.242359980.00403877190.366682220.009512960.1476460.242201440.00403278200.366622620.009593150.147742560.242359850.00403381210.374316150.010510220.149899420.2458980.00411235220.48953460.064676630.219182270.359550970.00593482230.50940

38、120.067206060.222596310.365151430.00603024240.528966810.069885420.226188440.371044030.00612295250.556664210.073409470.240498930.394519250.00642067260.590956690.077516190.247231580.405563610.00661407270.624141410.081372460.254072460.416785520.00681699塔isopr-01塔板计算分布：液泛因子降液速度降液管余量板负荷余量压降 m/secmeter ba

39、r20.546977090.018877450.178433550.292705960.0052830730.543998380.018719720.177954830.291920660.0052492440.540744340.018535720.177419450.291042410.0052133550.537579060.018355150.176898140.290187240.0051780660.534739860.018197830.176437040.289430840.0051457270.532280420.01806790.176045780.2887890.0051

40、172780.530240170.017970350.175733570.288276850.0050934190.528553450.017900060.175487710.287873540.00507382100.52710560.017847770.175286030.287542710.00505758110.525827120.017807890.175115220.28726250.00504388120.524665960.017776310.174965430.287016780.00503206130.523586380.017750320.174830040.286794690.00502159140.522560630.017727840.174703980.286587880.00501207150.521575020.017707930.174584840.286392450.00500324160.520599320.017688180.1744