年产20万吨丙烯腈概念设计可行性研究报告

1、年产20万吨丙烯騰概念设计可行性研究报告目录1设计任务12 产品概述221物化性质222化学性质223丙烯睛产品质量标准33 市场调研44 设计背景541丙烯購生产方法54 2丙烷直接氨氧化法研究进展7551525354661626378丙烯膳概念设计8反应工段9水洗工段10分离精制工段12生产中废水废气处理13流程模拟和优化13反应工段15水洗工段16分离精致工段18经济核算19总结22Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer1设计

2、任务设计题目年产20万吨丙烯月青概念设计项目来源该项目来源于卓越化学公司Excellent Chemicals 的商业开发部门想要扩大他们的纤维和树脂生产线这一项目能为作为原料之一丙烯 膳提供20万吨4亿磅的市场因此经济的丙烯睛生产工艺的开发成为该公司迫切 需要解决的问题为解决此问题要求EnDoCor公司 EN GINEERIN G DE SIGNCORPORATION 对此进行概念设计设计目标产品名称丙烯月青产品要求C3H3Nw >99生产规模20万吨年生产时间333天年8000h年设计任务1熟悉本项目概念设计的要求和背景理清思路阅读相关的文献2按年产20万吨丙烯睛的生产规模根据最新的

3、丙烯膳实验研究成果和小试提供的技术信息和所收集的技术经济资料对丙烷氨氧化工艺生产丙烯睛进行概念设计3用Aspen Plu s对设计的工艺流程进行模拟确定 设备的操作参数温度压力采出量回流比等输出技术报告4根据丙烯月青生产的特点对工艺流程进行操作优化比如温度压力等以及工艺水和热能综合利用三废处理等等5对丙烷氨氧化法生产丙烯月青工艺进行经济核算进展计划十一月末十二月初完成搜集最新丙烯睛实验研究成果和小试提供的技术信息设计和技术经济资料对丙烷氨氧化工艺生产丙烯睛进行概念十二月初到中旬完成Aspen Plu s对设计的工艺流 程进行模拟确定设备的操作参数1Create PDF with G02PDF

4、for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer十二月中旬到课程结束完成工艺流程进行操作优化 并对丙烷氨氧化法生产丙烯購工艺进行经济核算2产品概述丙烯月青CH2 CH -CN英文名Acrylonitrile 简称AN 1893 年己经在实验室合成成功到1930年在工业上被用于合成耐油丁睛橡胶现在除了 丁睛橡胶之外还广泛用于ABS 塑料AS 塑料和月青纶纤维PAN的生产此外丙烯睛还是合成丙烯酰胺聚丙烯酸酯等的重要原料21物化性质形状无色或淡黄色液体有特殊气味分子量5306沸点773

5、6;C冰点-835 °C生成热 1842kjmol 25°C燃烧热 17615kjmol聚合热724kjmol蒸汽压 llOKPa 20°C闪点0°C自燃点481 °C爆炸极限在空气中3017体积油水分配系数辛醇水分配系数的对数值为-092毒性剧毒毒作用似氢氧酸溶解性溶于丙酮苯四氯化碳乙醛乙醇等有机溶剂微溶于水22化学性质丙烯月青由于分子结构带有C C双键及-CN键所以化学性质非常活泼可以发生加成聚合睛基及氢乙基化等反应聚合反应和加成反应都发生在丙烯月青的C C 双键上纯丙烯睛在光的作用下能Create PDF with G02PDF for

6、free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer自行聚合所以在丙烯睛成品及丙烯睛生产过程中通常要 加少量阻聚剂如对苯酚甲基瞇 阻聚剂MEHQ对苯二酚氯化亚铜和胺类化合物 等除发生自聚外丙烯睛还能与苯乙烯丁二烯乙酸乙烯丙烯酰胺等发生共 聚反应由此可制得合成纤维塑料涂料和胶粘剂等丙烯睛经电解加氢偶联反应可以制得己二膳氧基反应包括水合反应水解反应醇解反应等丙烯睛和水在铜催化剂存在下可以水合制取丙烯酰胺氤乙基化反应是丙烯購与醇硫醇胺氨酰胺醛酮等反应丙烯睛和醇反应可制取烷氧基丙胺烷氧基丙胺是液体染料的分散

7、剂抗静电剂纤维处理剂表而活性剂医药等的原料丙烯睛与氨反应可制得13丙二胺该产物可用作纺织溶剂聚氨酯溶剂和催化剂23丙烯睛产品质量标准丙烯月青C H N3 3指标名称优级品一级品合格品外观透明液体无悬浮物Y985相对密度08000807质pH值5水溶液60960 10060 100量滴定值5水溶液U20U30U40标色度Pt-Co号U516U20准水含量U045U050U070含量Y995Y993总醛含量以乙醛U0005U00 10uOO 18计总氧含量以氢氤酸U00005U000 10U00040Create PDF withline click here to000003 U000004G0

8、2PDF for free if you wish to remove thisbuy Virtual PDF Printer过氧化物U000002 u铁含量u00000 1000002 U000005市场需求国内生产装置建设明显明显加快成为倍受关注的基础有机化工原料0030U0050丙酮含量U00 10u0020U0030丙烯醛含量U000 15 u乙購含量U0020j j00040U000903市场调研丙烯睛是一种重要的有机化工原料在合成树脂合 成纤维合成橡胶等高分子材料中占有显著的地位并有着广阔的前景除此之外丙烯睛聚合物与丙烯膳衍生物也广泛应用国民经济的多个领域目前国内供不应求每年需大量

9、进口来满足表1世界丙烯購需求及预测地区200 1 年2002 年2003 年2004 年2005 年2010年欧洲130130130125100100中东非洲303030303535亚洲2302502702803 15.340拉丁美洲202025253025北美706045454040全世界约480约490约500约5 10 约520 约5502005-2006年全球丙烯睛需求量比2004年有所增加其中亚洲特别是中国增长最快据统计截至2006年世界丙烯膳主要生产能力分布为美国3 15 1万吨年墨西哥110万吨年巴西88万吨年德国336万吨年英国280万吨年荷兰235万吨年西班牙130万吨年东欧

10、及俄罗斯382万吨年中东90万吨年中国1038万吨年卬度30万吨年日本753万吨年韩国52 0万吨年台湾省430万吨年据称2009年2月5日由于需求复苏和库存降低亚洲丙烯睛生产商正加紧提高装置开工率从1月份以来亚洲几家丙烯月青生产商己逐步提高装置开工率或让先前停工的装置重新开车因为月青纶和ABS行业订货比较多韩国Tongsuh石化公司在蔚山的一套较大的23万ta 3号丙烯睛装置己于1月2 1日重新开车现在与Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove thisline click here to buy Virtual PDF Pr

11、inter一套较小的7万ta 2号丙烯月青装置一起按能力80 85运行Taekwang匸业公司在蔚山的25万ta丙烯睛装置在停了三个月后也于1月10日重新开车现接近满负荷运行日本Dia-N itr ix在水岛的115万ta装置于2月2H重新开车现按生产能力的70运行第二套丙烯睛装置在大竹生产能力为9万協在2月底重新开车另外最近几年由于装置停产超过了新产能增加速度导致丙烯睛供应紧张全球装置开工率较高维持在89-90水平但盈利能力仍然 很低据预测世界范围内未来几年丙烯睛装置开工率还将继续处于目前的高位直到2008-2009年新产能投用未来几年世界丙烯月青需求年平均增速为2-25其中丙烯睛纤维需求持

12、平但来自ABS的需求将年均增长5而丙烯酰胺方而需求年均增速将达到6-7丙烯購纤维需求约占世界丙烯月青总消费的近50树脂约占总需求的32而己二膳消费约占8其余为其他的终端消费4设计背景41丙烯睛生产方法1893年法国人Moureu用化学脱水剂由丙烯酰胺和氟乙醇制取丙烯睛但一直未得到工业应用直到1930年才开始工业生产1940年建立 了以环氧乙烷和氢氧酸合成丙烯睛的工业生产装置1952年用乙烘代替了环氧乙 烷乙烘氢氧酸法大大降低了成本1959年出现了丙烯氨氧化合成丙烯膳的方法该法出现后发展迅速1960年美国Sohio公司现归属BP-Amoco公司第一个建成以丙烯氨和空气为原料用氨氧化法合成丙烯月青

13、的化工厂该工艺就是现今全球95的 丙烯睛装置都采用的Sohio法丙烯氨氧化工艺以丙烯和氨气为原料通过氧化生产丙烯睛副产乙睛和氢氧酸反应如下主反应 C3H6 NH3 15 02- CH2 CHCN 3 H20AH -5 125KJmol副反应生成乙購C3H615XH31502-15CH3CN 3H20 AH-522KJmol生成氢氤酸C3H6 3NH3 3023HCN6H20 AH -94 lKJmolCreate PDF with G02PDF for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Prin

14、ter 生成二氧化碳C3H6 4 502- 3C02 3 H20AH - 1925KJmol 生成一氧化碳C3H6 302- 3C03H20AH - 1925KJmol该法原料易得工序简单操作稳定产品精制方便经过 近40年的发展技术日趋成熟目前主要技术改进集中在催化剂流化床反应 器以及节能降耗等方而近年来由于丙烯资源的紧缺以及对丙烯膳需求的不断增加Sohio旭化成三菱-BOC FI 东 BASF Rhodia-Rh ne Poulecnc 等公司致力于丙烷氨氧化新工艺的开发并取得了一定得成果BP公司日本三菱化学公司和 旭化成公司己在不同地点建立了丙烷直接氨氧化法制丙烯睛的验证试验装置日 木旭化

15、成公司己建成世界上首套丙烷原料丙烯睛生产线这条生产线建立在该公司位于韩国蔚山的工厂Tongsuh石化公司己于2007年1月20日开始投入使用2006年2月初旭化成公司还与泰国PPT公司组建了投资为2亿美元的合资企业将使旭 化成公司开发的丙烷制丙烯月青技术推向工业化两家公司将在泰国建设25万ta丙烯膳装置定于2009年投产PPT公司将向该装置提供丙烷目前甲烷氨氧化制丙烯睛工艺有直接氨氧化法一步法和丙烷脱氢丙烯氨氧化法两步法两种工艺丙烷脱氢丙烯氨氧化工艺是以丙烷为原料分两步进行丙烷脱氢生成丙烯用传统丙烯氨氧化工艺生成丙烯膳两步法工艺中丙烷转化率和丙烯睛选择性都比较高例如BOG的Petrox工艺丙烷

16、转化率达到40丙烯睛选择性达到80但该工艺因需要增加丙烷脱氢装置固定投资费用比丙烷直接氨氧化法所用费用高出1520因此丙烷直接氨氧化法更具吸引力丙烷直接氨氧化工艺是丙烷在催化剂作用下同时发生丙烷氧化脱氢反应和丙烯氨氧化反应主反应式如下H2015CH3CN 3H203HCN 6H20主反应 C3H8 NH3 2 02CH2 CHCN AN 4 H20C3H80502->cH6PENH203C3H6NH31502 -CH2CHCN AcN 3副反应生成乙月青C3H615XH31502生成氢氧酸C3H6 3NH3 302生成CO C3H8 402f 2C0C02 4 H20生成一氧化碳2 NH

17、Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer42丙烷直接氨氧化法研究进展目前对丙烷直接氨氧化法的研究主要在生产工艺改 进和催化剂两个方面com生产工艺改进美国BP公司日木三菱化学公司和旭化成公司所 开发的都属于直接氨氧化工艺由于催化剂性能上的差异BP-Amoco公司和H木三菱 化学公司的工艺流程略有不同BP-Amoco工艺的氧化反应在高浓度丙烷和氧不足 的条件下进行以氧气作为氧化剂避免了惰性气体的加入加之丙烷转化率较低所以 未反应丙烷需要

18、回收H本三菱化学公司工艺的氧化反应以空气为氧化剂在低浓 度丙烷和氧过量条件下进行丙烷转化率较高未反应丙烷不必回收由于丙烷直接氨氧化工艺的丙烷转化率和丙烯膳收率与丙烯法都相差甚远日木三菱化学公司和美国BP-Amoco公司都对该工艺进行了优化日本三菱化学公司引入了 BOG公司的Petrox坯类循环匸艺可将循环物流中惰性气体与碳氧化物选择性除去原料回收率近 lOOBP-Amoco公司提出了未反应氨回收工艺该循环过程的优势在于可以在低反应单程转化率情况的生成量使生产成本降低约10原材料费用降低约20从而解决了低转化率带来的原料浪费问题为丙烷制丙烯睛路线在木世纪初实现工业化打下了基础日本旭化成公司开发的

19、丙烷直接氨氧化工艺是将丙烷氨和氧在装有专用催化剂的管式反应器中进行反应其催化剂为SiO2上负载2060的Mo V Xb或Sb金属反应中用惰性气体稀释反应条件为4 15 °C和0 IMPa当丙烷转化率约为90时丙烯月青选择性为70收率约为60近年来随着各国对环保和可持续发展理念的不断提高丙烯睛生产技术的改进也主要集中在节能降耗环保等方面包括萃取塔侧线出料提高脱氧塔的分离效率增设废热锅炉回收污水和尾气烧却炉的热能废液的深井处理以及中和塔污水的处理等com催化剂在丙烯購生产工艺中催化剂的选择是至关重要的目前在开发的催化剂大致可分为三类一类是钳酸锐催化剂其通式为Mo lOVaNbbXcZdO

20、n要包括Mo-Bi系和Mo-V系7Create PDF with GO2PDF for free if you wish to remove thisline click here to buy Virtual PDF Printer两大类M。-Bi系催化剂原来是丙烯氨氧化催化剂后来经 改性用于丙烷氨氧化反应该催化剂脱氢能力比较差活性较低丙烯睛选择性不高仅 有5067 Mo-V系催化剂主要以Mo-V-Te-Nb-0为主是近些年研究的热点日本 三菱化学和旭化成两公司开发的催化剂基木属此类型目前该催化剂能够获得高达60以上的丙烯睛收率第二类是锦酸饥催化剂其通式为V SbmPnAcDbCcOx在锂酸

21、盐催化体系中研究最多的是V-Sb复合氧化物催化剂此外还有Fe-Sb和Ga-Sb等复合金属氧化物催化剂BP-Amoco开发的催化剂基木属此类型我国大庆石油学院浙江大学也对V-Sb-0网络应用到丙烷氨氧化制丙烯睛催化剂体系的设计过程中得到催化剂丙烯睛收率 高达55张勤鑫等利用人工神经网络辅助来研究丙烷氨氧化工艺条件的优化使丙烷转化率为852丙烯睛选择性692丙烯月青单收达到589第三类是帆铝氧氮化物VA10N其通式为VAlxOyNzHn这类催化剂具有碱性氧化还原的双功能催化活性中心VA1ON催化剂在丙烯睛选择性和收率上所占优势不大但丙烯月青时空收率单位催化剂每小时丙烯睛生成量远远高于其它催化剂VA

22、1ON催化剂之所以具较高空间收率主要与其能适应高空速条件相关在丙烷低转化率的情况下高空间收率决定了催化剂的实际效率因而VA10N催化体系是一种具有发展前景的催化体系5丙烯月青概念设计综合各方而因素本设计采用丙烷直接氨氧化法工艺分为反应工段水洗工段分离和精饰工段三部分工艺流程框图如图1所示Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove thisline click here to buy Virtual PDF Printer图1丙烯睛生产工艺流程框图51反应工段对于丙烷直接氨氧化法制丙烯月青反应影响因子较多丙烷进料量增加意味着氨气空气

23、进料量增加是影响丙烯睛单收最主要的因素空气自身的物料流基数很大和其惰性组分冲淡了反应物浓度因此应采用低空 比尤其是高负荷时更要降低空比丙烷流量和空比增加增加了反应压力这也是使丙 烯睛单收降低的原因之一温度对丙烯月青单收的影响有双重性一是高温可以稍提高丙烯睛的单收二是温度高催化剂的使用寿命减短因而不宜于用提高反应温 度来提高丙烯睛单收除此之外氨与丙烷摩尔比氧气与丙烷摩尔比催化剂质量催化剂使用时间丙烷纯度床层高度床层密度反应压力线速度催化剂负荷等对反应都催化剂comO 150x温度T 4 10 °C压强P 0 IMpa进料比 C3H8NH3 AIR 112 15 moral ratio反

24、应时间6- 15s反应工段工艺流程图如图2所示高纯度的液态丙烷和液氨分别闪蒸蒸发再9Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer经过预热器预热到66 °C左右计量后两者混合进入流化床反应器丙烷-氨混合气体有一定影响基于以上考虑设计中我们采用以下工艺条件分配管空气经过滤器除尘后压缩至0325MPa 左右经计量进入反应器各原料器的管路中都装有止逆阀以防止发生事故时反应器中的催化剂和反应气体产生倒流反应器温度为4 10 °C

25、压力为1个大气压反应时间6-15s反应器浓相段U型冷却管内通入高压软水用以控制反应温度产生的高压压力为4 OMPa左右过热蒸汽用作空气压缩机和制冷机的动力反应器内的催化剂经三级旋风分离器捕集后返回反应段参加反应反应后的气体从反应器的顶部出来在反应器冷却器进行热量交换后冷却至200 °C左右进入后续的回收和分离工序图2反应工段工艺流程图52水洗工段从反应器出来的反应产物经内旋风分离器除尘以后为 AN ACN HCN H 02丙烷NH 0 CO等的混合气体此外还夹带有气体总质量10 %左右的粉尘和聚322合物AN ACN和等产物和副产物可通过水洗将其与不凝气分离而AN HCNCreate

26、 PDF with GO2PDF for free if you wish to remove thisline click here to buy Virtual PDF Printer等产物很容易在高温尤其是存在碱介质引发的情况下聚合堵塞管道同时氨遇水后呈碱性易造成设备的腐蚀因此水洗前应先除去产物中的XH3同时由于粉尘被夹带少量的AN和HCN等发生聚合产物形成聚合物粉尘也必须先除去水洗工段流程图如图3所示由于丙烷转化率低可考虑从分离出的惰性气体中回收丙烷以减少物料消耗降低生产成本图3水洗工段工艺流程图该部分主要设备为氨中和塔水洗塔和再生塔氨中和塔工业上又称为急冷塔分为上下两部分下部分下部分

27、用水冲洗反应器岀来的气体洗去夹带的尘粒催化剂和聚合物并溶解部分氨等气体经泡罩进入塔的上部根据BP Amoco11公司开发新工艺用磷酸二氢钱吸收残余的氨生成磷酸氢二彼磷酸氢二镀在再生塔经加热100300 °C分解分离氨经干燥后进入反应器磷酸二氢镀则继续循环使用进入急冷塔上端为了利于洗氨反应器出口的气温预先冷凝到200 °C左右经急冷塔下部水洗温度降为80 °C左右该方法除了使氨用量减到最少和排除了硫酸镀污染环境问题另外还减少了在急冷塔底有机废物和聚合物残余物量使得废物处理工作量减少提高丙烷氨氧化制丙烯膳工艺的经济性和可操作性急冷塔出来的气体经水洗塔水洗分离出不凝气未

28、反应的丙烷送丙烷回收系统水洗液进入丙烯睛分离精致工段Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer53分离精制工段进入分离精致工段的水洗液主要是产品丙烯月青和副 产物氢氧酸乙睛的水溶液分离精致的目的就是将其各自分离得到合格的丙烯膳产 品AN的沸点773 °CACN的沸点是8 16 °C两者相对挥 发度接近于1常压减压分饰尽管可行但极为困难需要较多塔板采用萃取精镭的方 法塔顶用水做萃取剂由于乙睛的极性比丙烯月青的极性强水的

29、加入可以使 乙睛和丙烯膳的相对挥发度大为提高可以把AN -HCN-H 0共沸物与ACN -H 0分开2 2丙烯睛和水与氢氤酸都很容易分离丙烯睛和水能形成 共沸混合物共沸点为7 1°C共沸物中丙烯睛的含量为88 WT而丙烯睛在水中 只能部分溶解因此将共沸混合物蒸出并冷凝就可得到油相和水相油相为含丙烯膳90以上的粗丙烯月青水相含水90以上丙烯睛和氢氧酸因沸点差较大很容易用普通的分离方法分离图4分离精制工段工艺流程图该部分工艺流程图如图4所示主要由共沸精镭塔油 水分层器乙膳塔脱HCX塔丙烯睛精制塔组成共沸精馅塔工业上成为回收 塔水洗液66 °C左右进料塔上部用4 8 °

30、C的水萃取精镭塔顶70 °C的出料为 丙烯睛和水的共沸物Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer经冷却到40 °C左右后进入油水分层器用挡板式分层器 将油相溢流进入小贮罐然后泵入脱HCN塔精镯水相返回萃取塔侧线出料为乙膳和水的共沸物进入乙睛塔塔顶分出粗乙睛脱氧塔 采用真空操作底部的釜液用泵打入丙烯睛精制塔为减少聚合降低精镉塔操作温度精馅塔采用真空操作塔侧线得纯度为995以上的成品丙烯購塔釜液用作回收塔的萃取剂54生

31、产中废水废气处理该工艺共有两股废水一股是从急冷塔下部排除另一 股是从萃取塔下部排除对于急冷塔废水其内主要含有催化剂聚合物渣滓和丙烯酸以及少量的CAX和AN等这股废水首先要经催化剂沉降槽分离出催化剂后可进焚烧炉处理产生的能量可以供前面使用对于萃取塔废水其内部主要含聚合物渣滓和轻有机物可以用蒸发器处理生化方法处理废水该工艺废气量较少部分co可以用碱液吸收其他气 体含量足够小但考2虑到其毒性应进行焚烧6流程模拟和优化采用Aspen Plu s软件对丙烷直接氨氧化法进行流程模拟模拟流程图如图5所示13Create PDF with GO2PDF for free if you wish to remo

32、ve this line click here to buy Virtual PDF PrintercoH3CcRiAHCOo2ObOEOo3B2OM-392CO4334E_T314A32 C0N3 H4 A61反应工段设计采用com0150x做催化剂可得4 10摄氏度OIMPa 时丙烯转化率9 1丙烯睛收率597按年工作333天8000小时计算C3H3N 产量 200000 8000 25 thrC3H3N 净产量 25099 2475 thrC3H8 202 NH3 C3H3N 4H204453理论 C3H8 消耗量 247553442054由艺规定转化率9 1656得实际 C3H8 消耗

33、 205409 10656 3442thr选择性thr由 C3H8NH3AIR 112 15 moral ratio 02 2 1 N279生成 COx C3H8 4022C0C02 4 H20得质量流量比 mass rat io C3H8NH3 02 N244 204 100833 18丿贞量流量NH33442442041596 thr0234 4244 10087885 thrN234 4244 33 1825956 thr15根据文献计算当丙烷转化率为9 1时的各种物质的选择率以及相对应的主副反应式如下4 H20主反应 C3H8 XH3 2 02656CH2 CHCN AX副反应生成丙烯

34、C3H8 0502C3H6 PEN H20113生成乙氧C3H8 15NH320218生成氧氢酸虚拟C3H8 3502 3NH3f 3HCN 7H201热力学方法选择时Aspen不自带水丙烯月青和乙睛的相互作用参数需根据卓越公司提供的数据自己输入数据如表2所示表2 所需的各组分相互作 用参数水一丙烯月青水一乙膳丙烯睛一乙睛Aij = 5811809Aij = 11251350Aij=-1048214组分摩尔流量KmolhC2H3N3930Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove thisline click hereto buy

35、 Virtual PDF PrinterAji = 13136823Aji = 16013070Aji = 2163372Bij = -59440Bij = OBij = 0Bji = 702030Bji = OBji =0Ci j = 03000Cij = 03100Ci j =04347根据以上计算结果输入反应工段反应器出口物流模拟结果如表3所示表3反应工段出口物流模拟结果物流RPR0摩尔百分含量28534NH33690063 157028167464 999 1N284055604928C3H8637332690C3H3N422741837 11WATER H20237572NH3004

36、03039CHN0 1478C02191211542CO230841785 1C3H6-2736405695Total1293 18 1100T °C4 10P atm08925图5冷凝器温度对NH3含量的影响 图6冷凝器温度对AN含量的影响Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer氨中和塔中涉及反应模拟采用一个反应器和一 个冷凝器T20 1B代替冷凝器温度过低产品被急冷液带走量大温度过高气体 中氨含量过高对其做灵敏度分析如图

37、5 6所示综合考虑冷凝器温度定在85 °C表4氨中和塔出口物流组成物流13组分摩尔流量Kmolh摩尔百分含量00003555230281668571440N284053 104322C3H8635727557C3H3N40534308789WATER454 19702547C2H3N3747CHN18970 1290C02115340784 1C02308415694C3H6-2734 804995Total1470899100T °C85P atm对于水洗塔理论塔板数水塔顶进料经中和后的气体塔底进料在此模拟中水用量是关键既要保证能把丙烯膳乙膳和氢氤酸尽可能的回收又不能太大

38、以免为后面分离造成困难经模拟及灵敏度分析最终选择用水量为 4600kmolhr表5水洗塔塔顶出口物流组成物流17组分摩尔流量Kmolh摩尔百分含量NH30000000002815948422 1N2839929866979co23066238090580200000C3H3N00012323WATER1193800000C2H3N00000000CHN00017Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF PrinterC0200000000C3H6-2

39、665206866968800Total1000000T °C631P atm163分离精致工段分离精致工段的模拟主要是对共沸蒸镭塔T301 脱HCX塔T303丙烯月青精致塔T304脱乙月青塔T305各个工艺条件进行确定首先用简捷算法设定每个塔所分离产品收率在90以上计算理论塔板数和回流比根据计算结果用严格算法计算并进行塔板数回流比以及进料位置的灵敏度分析最终得到最优结果如表67所示表6共沸蒸锚塔参数塔T301板数14回流比28进物流W 1料物流27 4位物流34 2置物流38 2侧线采出位置9艺参数表7脱HCX塔丙烯月青精致塔脱乙睛塔工塔T303T305T304板数101222进料

40、位置42塔顶压力atm121213塔压降atm020203回流比42749732Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove thisline click here to buy Virtual PDF Printer表8模拟结果产物和副产物产品mol流量 质量流量质量分数回收率年产量KmolhKgh万吨年丙烯月青AN37793 20090549978941607乙睛ACX359615973392 3915128氢氤酸182449747999540407经济核算丙烷比丙烯价格便宜而且来源广泛 因此丙烷直接氧化法具有极好的发展前景木项

41、目是对丙烷氨氧化法进行概念设计探讨根据 目前最新的研究进展下采用收率比较高的催化剂选择丙烷为原料氨氧化制取丙烯膳的工艺路线可以取代以价格较昂贵的丙烯为原料的路线对于提高资源的利用率有极其重要的影响成功的设计不仅工程方案得以实现工艺设备能顺利运行还有充分的市场条件和竞争力国际化工界统计每15分钟1个新工艺产生而工业界合理接受的只有1 5因此对项目进行技术经济评价为方案的选择和设备的选取具有重要意义71原料成本项目消耗量万吨年单价千万元丙烷275784964 11223122NH3氮气6308丙烷氨氧化法千元吨费用18076818 118311074氧气20764 872 763由于氮气和氧气我们

42、并不是采用工业用气输入而 是采用的空气进料因此相比较现在通用的丙烯氨氧化法成本就节省的很多 因此采用空气进料具有极大的优势19Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer72产品利润产品丙烯膳乙睛997纯度92 3回收率8949 15产量th2009160总产量万吨年1607128单价元吨125008050毛收入千万元年2008751030473年消耗和销售收入生产量项目单位消耗单价金额千万元丙烷万吨275781800 元吨 4964 1

43、氨万吨127681811元吨23122电千瓦时164500006元千瓦时00987年消耗水万吨10006元吨0060蒸汽量万吨70300元吨2 1冷量万吨40280元吨112合计105 1117千万元AN160712500 元吨 2008758050元吨千万元年收入AcN10304合计万吨1282 11179氨中和塔T-20 161522成木万元118874设备成本估算设备规格合计万元反应器直径高度R- 10 112 0m 35m1188塔直径有效高塔高度10001962水洗塔T-20228810150再生塔3810192Create PDF with G02PDF for free if y

44、ou wish to remove this line click here to buy Virtual PDF Printer共沸塔T-30 1351315208乙氧塔T-305271215187脱 HCN 塔 T-30322228150AN精制塔T-30427101575E- 102B09m30m892m2阀门4040控制仪表5050管道3535换热器壳程直长度换热而积万元E- 102A04m30m168m212 74#25284122 122E- 102C3 lm70m26680m226082E-20 1ABCD3 lm70m28080m244 100E-30 186m100m7204

45、0m22 1422E-302ABCD3 m80m24720m21000E-303ABCD04m20m40m2泵扬程功率P-20 1ABCD60m2kw153318P-202ABCD压缩机P- 1014闪蒸器E- 10 1AB100m4kw进口流5000m h直径高度189过滤器s- 10 1183523分相器S-30 12333总 口计45 1752千万元75成本利润分析总操作费用是有直接操作费用固定操作费用和管理费用三部分组成的Fixed Capit al Investment FCI 1119575万元年设备投资与厂房基建等费用2 1Create PDF with G02PDF for free if you wish to remove thisline click here to buy Virtual PDF PrinterCost of Operating Labor COL 3000 万元年Cost of Ut ilit ies CUT 1500 万元年Cost of Wast e Treatment CWT 800 万元 年Cost of Raw Mat er ials CRM 105 1117 万元