苯加氢合成环己烷过程设计课程设计

PAGEPAGE11******华南理工大学2000级博士研究生学位课程******《化工过程模拟和优化》课程设计项目名称：苯加氢合成环己烷过程设计专业：化学工程指导教授：学生：目录1概述………………31.1设计任务………………………31.2生产方式的选择………………31.3工艺流程方块图………………31.4原料质量要求与产品规格……………………42工艺流程…………………………42.1工艺流程图……………………42.2流程叙述………………………42.3流程特点………………………53反应系统…………………………53.1反应方程式……………………53.2反应器型式……………………53.3反应条件…………………53.4产量与进料……………63.5催化剂…………………63.6反应系统物料衡算……………………64分离系统…………………74.1分离次序原则…………74.2分离方案………………84.3分离条件的确定………………………84.4分离系统的物料衡算…………………85能量衡算…………………95.1能量衡算结果…………95.2能量衡算分析与讨论…………………96参考文献…………………107附录………………………107.1Aspen计算流程图………………………107.2Aspen输入输出文件………………………10年产47700吨环己烷过程设计1概述1.1设计任务项目名称：环己烷生产过程设计产品名称：环己烷产品规格：纯度99.9%生产能力：47700吨/年（与50000吨/年己内酰胺厂配套）产品用途：环己烷是用于生产环己醇、环己酮和己二酸的原料，也可用作有机溶剂等。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：可纯纺和混纺作衣料、针织品、地毯等；工业：作轮胎的帘子线、帐篷、绳索、降落伞等。1.2生产方式的选择工业上生产环己烷有石油馏分分离法和苯加氢法两种。1.2.1石油馏分分离法原油中一般含有0.5~1%的环己烷，而粗汽油中约含有5~15%。将以环己烷为基本组分的汽油进行分离，分出65.6~85.3℃馏分，其中主要含环己烷及甲基环戊烷，然后在80℃，用三氯化铝作催化剂进行处理，此时甲基环戊烷异构化为环己烷.异构化后的产物，再经过蒸馏、高温裂解（除去烷烃）、溶剂处理（除去芳烃和烯烃）等一系列操作，最后可得到纯度为95%以上的环己烷。1.2.2苯加氢法以镍为催化剂，于150~250℃和23~53大气压，苯加氢生成环己烷：利用此法生产环己烷产率接近100%，且产品纯度很高，是目前生产环己烷的主要方法。本设计采用此法。1.3工艺流程方块图由反应系统和分离系统两大部分组成：1.4原料质量要求与产品规格1.4.1原料质量要求氢气：H2O<50ppmCO<10ppmCO2<10ppmS<0.2ppmCl-<0.1ppm苯：H2O<50ppmCO<10ppmO2<10ppmS+CL-<1ppm1.4.2产品环己烷技术规格比重（20℃）0.778~0.779g/cm3;颜色≤10（7%CO标度）;馏程80.0~81.0℃;芳烃含量≤0.1（wt%）;非挥发物≤10mg/kg;凝固点≥6.0℃;总硫≤2mg/kg;环烷烃≤1000mg/kg;甲基环己烷≤300；正烷烃(C7或C7以上)≤50mg/kg2工艺流程2.1工艺流程图本设计以法国IFP工艺为基础，是工业生产的实际工艺，工艺流程图如下：2.2流程叙述氢气进压缩机压缩后进入主反应器，原料苯经进料泵加压后由氢气进料口的上方进入主反应器。本加氢反应是强烈的放热反应，放出的热量用于加热反应物料、蒸发环己烷产品和产生低压蒸汽供本装置使用。主反应器是鼓泡式反应器，反应物料与催化剂由其底部经环己烷循环泵送入锅炉给水换热器进行强制循环。苯在主反应器中转化率可达95%以上。主反应器蒸发出的气体混合物进入后反应器（固定床），剩余部分在此全部转化。由外界来的锅炉给水经锅炉给水预热器预热后进入汽包，在进入锅炉给水换热器中，与主反应器的循环物料进行热交换。锅炉给水以热虹吸方式进行循环、汽化，汽化混合物在汽包中分离后，蒸汽送至管网作为后续系统的热源。从后反应器出来的气体混合物经锅炉给水预热器降温后，进入中温冷却器冷却冷凝，然后去第一分离器进行分离。其中气相中未被冷凝的环己烷、氢气及其它惰性气体进入尾气换热器冷却到40℃后再进入低温冷却器，用低温冷却水进一步冷却冷凝到8℃，然后再第二分离器中气液再次分离，液相部分回流至第一分离器，气相部分作为冷剂进入尾气换热器，换热后排至燃料气管网。第一分离器中被冷凝的环己烷为本系统的产品。2.3流程特点3.2.1由于本流程采用均相催化剂。它与传统的液相法苯加氢采用的非均相催化剂（雷尼镍）相比有如下优点：均相催化剂不自燃。彻底排除了雷尼镍（自燃）给生产带来的不安全因素。确保了安全生产。这是均相催化剂最突出的优点。均相催化剂为液相。可用计量泵连续地将催化剂注入主反应器。可根据苯的进料量和原料中的杂质含量。随时间调整催化剂的进料速度。操作灵活又方便。由于催化剂为液相。对环已烷循环泵磨损大大减少。因此使泵的维修工作量显著减少（由每月维修一次减少至少每年维修一次）。由于去掉雷尼镍的加入系统。减少了部份设备。节省了投资。使用雷尼镍时。装置从停车到开车至少需48小时。而使用均相催化剂时。则只需8小时，这样装置每年可多运转150小时以上，即多产1000吨环已烷。装置因故停车时。不必将反应液全部排除。催化剂不会损失。3.2.2本设计充分利用反应放出的热量生产低压蒸汽。此蒸汽作为脱庚烷塔再沸器的热源。同时又用此蒸气冷凝液加热脱庚烷塔的入料——环已烷。从而使低位能得到了充分利用。3反应系统3.1反应方程式这是一个体积缩小和产生大量热的平衡反应。因此，低温、高压有利于生成环己烷。3.2反应器型式反应在两串联的反应器(主反应器和后反应器)中进行。主反应器为鼓泡床反应器，有利于利用均相催化剂进行液相苯加氢反应；后反应器为固定床反应器，有利于利用LD143催化剂进行气相苯加氢反应。由于为强放热反应，反应器形式的选择应考虑有利于散热。3.3反应条件：氢/苯（分子比）：3.46,氢气过量以使苯100%转化为环己烷;主反应器温度：180~200℃；主反应器压力：2.68Mpa；后反应器温度：190~231℃;后反应器压力：2.60Mpa.3.4产量与进料由产品产量和反应条件确定进料量和进料条件。该设计为与年产5万吨的己内酰胺厂配套。每吨己内酰胺需原料环己烷954公斤,年产5万吨己内酰胺需原料环己烷4.77万吨，年生产8000小时，每小时产环己烷5.9625吨，环己烷分子量84.16,所以要求生产环己烷70.85kmol/h.考虑到损耗，实际生产中：环己烷产量：47700吨/年苯进料量：71.441kmol/h氢气进料量：氢：247.186kmol/h，氮：8.282kmol/h,甲烷：18.786kmol/h（氮和甲烷为原料氢气中所含杂质）苯进料条件：3500Kpa,40℃,液相氢气进料条件：2910Kpa,65℃,气相3.5催化剂 均相催化剂(Zieglar-Natta金属络合物)：外观黑色均匀液体；含镍量%（wt）≥1.6;转化率%(10小时)≥99.5;选择性%（10小时≥99.8LD143催化剂：外观球形Ф2~4毫米；组成载有镍的高纯度氧化铝;Ni含量14.35%(wt);表观密度0.87g/cm3;抗碎强度10kg;总孔容0.45±0.06cm3/g;比表面223（210±23）m2/g3.6反应系统物料衡算反应系统物料衡算结果：分子式分子量沸点密度(1)℃kg/Nm3kmol/hmol%kg/hwt%H22.016-252.750.0898247.18690.13498.3348.30N228.02-195.781.25078.2823.02231.9822.49CH416.03-161.490.715618.7866.85301.3329.21C6H678.1180.1879C6H1284.1680.7779H2O18.021001000H2O18.021000.60合计274.254100.001031.64100.00温度℃密度kg/m3状态243.15g压力MPa粘度Pas1.90（续一）(2)(3)kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%247.18690.13498.3348.308.2823.02231.9822.4918.7866.85301.3329.2171.441100.005580.26100.0071.441100.005580.26100.00274.254100.001031.64100.0040857l654.16g3.52.91（续二）(4)(11)kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%32.86225.0166.251.008.2826.30231.983.5118.78614.30301.334.5671.441100.005580.26100.0071.44154.386012.4790.9371.441100.005580.26100.00131.371100.006612.03100.00l6011.64/741g/l2.474分离系统4.1分离次序原则反应产物中还存在未反应的氢、氮、甲烷和一些轻组分、重组分杂质，必须将其从产物流中分离出来。理论上分离次序的确定依据下述原则：1、流量最大的组分先分离。2、轻组分先分离。3、分离困难的组分最后分离。4、等摩尔分割优先。4.2分离方案由前面所给的进料条件和反应条件可以计算得出反应器的出口物流组成.下表列出了主要反应产物的流量和沸点。反应产物的流量和沸点组分氢氮甲烷环己烷流量（kmol/h）32.8628.28218.78671.441沸点（℃）-252.8-195.8-161.580.7由表可知，氢、氮和甲烷的沸点和环己烷相差很大，应该最先分离；然后除轻组分杂质，最后除重组分杂质。所以可选择的分离方案流程如下：4.3分离条件的确定为了提高环己烷的收率，实际工艺中闪蒸分两级进行，第二级采用低温。根据反应产物各组分浓度和沸点，脱轻组分塔和脱重组分塔采用常压操作，泡点进料。冷凝分离器采用低温水作冷凝剂。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。4.4分离系统的物料衡分子式分子量沸点密度分离系统进料物流（11）℃kg/Nm3kmol/hmol%kg/hwt%H22.016-252.750.089832.86225.0166.251.00N228.02-195.781.25078.2826.30231.983.51CH416.03-161.490.715618.78614.30301.334.56C6H678.1180.1879C6H1284.1680.777971.44754.386012.4790.93合计131.371100.006612.03100.00温度℃密度kg/m3状态6011.64/741g/l压力MPa粘度Pas2.475能量衡算5.1能量衡算结果（能量单位：×１０６ｋＪｈ）_设备名称热负荷热损失输入电能苯进料泵０－１６２０氢气压缩机０－７１２６主反应器１０－６６００环己烷循环泵０－１０８０锅炉给水换热器１０－６６００汽包１０－６６０００－３９２３１０－４３％后反应器锅炉给水预热器１－１９３２中温冷却器３－２２３８３－２２３８８５－７４％第一分离器第二分离器尾气换热器０－０５９５０－０５９５１－５８％低温冷却器０－０８４６０－０８４６２－２５％合计３－７１０３１００％０－９８２5.2能量衡算分析与讨论5.2.1主反应器能量平衡结果，忽略散热损失时，主反应器没有能量损失；而有效能分析结果表明，主反应器有效能损失为６－７５％，占较高比例。分析其损失的原因有：由内部的化学反应不可逆性所引起，化学过程中化学能转化为热能，使能量的质量降低，造成有效能损失。这是热化学反应所固有的损失，目前的技术尚无法使之减少。由鼓泡式反应器内液相物料及催化剂通过环己烷循环泵，经锅炉给水换热器冷却后，再循环进入反应器这一过程而引起，这部分损失所占比例较小，无需在这方面采取过多措施来节能。5.2.2中温冷却器、锅炉给水换热器能量平衡结果，中温冷却器热损失最大，占全系统的８５－７４％，忽略散热损失时，锅炉给水换热器热损失为零。但由有效能衡算结果表明，两者有效能损失之和占全系统有效能损失的１２－１８％。这是由于传热过程中冷热两流体间的温差较大而引起的，可通过缩小温差来减少有效能损失。此外，电动设备由于大马拉小车，也造成一些损失，可通过更换机泵的电机等措施减少这部分损失；后反应器由于散热及内部化学反应不可逆性等原因，也损失了部分有效能，其比例不高，可通过加强保温等措施减少这部分损失。5.2.3尾气换热器能量平衡结果，尾气换热器热量损失仅占全系统的１－５８％；而由有效能衡算结果表明，其有效能损失占全系统的７６－５０％，这主要是由尾气排空引起的。尾气中少量的苯和环己烷随尾气排空的损失，不仅使加氢系统的收率降低，而且由于其化学有效能很大（见表３），它们的损失导致有效能损失也较大。因此，减少尾气排空量及降低尾气中环己烷含量均可减少这一损失。减少尾气排空量是降低有效能损失最主要的途径。采用较高纯度的氢气，可以减少尾气排空量；在保证产品合格的前提下尽量降低氢苯比，也可以减少尾气排空量。理论上，氢气纯度为１００％，氢苯分子比为３∶１（等于化合比）时，尾气排空量为零，此时，这部分有效能损失为零。本系统采用氢苯比为３。４６∶１，这个比例较高，因此有效能损失较大。由此可知，严格控制小的氢苯比对于节能是必要的。鉴此，开发、使用高选择性的优质苯加氢催化剂，使反应在氢苯比接近化合比的条件下生产，可以尽量减少有效能损失。采用较高的加氢系统压力，或尽量降低低温冷却器出口冷凝液的温度，均可降低尾气中苯和环己烷含量，从而减少尾气排空的有效能损失。排空的尾气中含大量氢气，可将其排入燃料气管网用作它用（工厂现已用于分子筛再生系统），这样可回收部分有效能，从而达到节能的目的。6参考文献[1]〔美〕道格拉斯著，将楚生、夏平译，化工过程的概念设计，化学工业出版社，北京，1994[2]RichardTurtonetc.Analysis,synthesisandDesignofChemicalProcess[3]王静康化工设计化学工业出版社，1995[4]杨平辉、曾令平，苯加氢合成环己烷系统有效能分析化工设计，1999，9（3）7附录7.1Aspen计算流程图：7.2Aspen输入输出文件：ASPENPLUSVER:WIN32REL:10.0-105/14/2010PAGEICYCLHEXANESYNTHESISASPENPLUS(R)ISAPROPRIETARYPRODUCTOFASPENTECHNOLOGY,INC.(ASPENTECH),ANDMAYBEUSEDONLYUNDERAGREEMENTWITHASPENTECH.RESTRICTEDRIGHTSLEGEND:USE,REPRODUCTION,ORDISCLOSUREBYTHEU.S.GOVERNMENTISSUBJECTTORESTRICTIONSSETFORTHIN(i)FAR52.227-14,Alt.III,(ii)FAR52.227-19,(iii)DFARS252.227-7013(c)(1)(ii),or(iv)THEACCOMPANYINGLICENSEAGREEMENT,ASAPPLICABLE.FORPURPOSESOFTHEFAR,THISSOFTWARESHALLBEDEEMEDTOBE"UNPUBLISHED"ANDLICENSEDWITHDISCLOSUREPROHIBITIONS.CONTRACTOR/SUBCONTRACTOR:ASPENTECHNOLOGY,INC.TENCANALPARK,CAMBRIDGE,MA02141.TABLEOFCONTENTSRUNCONTROLSECTION1RUNCONTROLINFORMATION1FLOWSHEETSECTION2FLOWSHEETCONNECTIVITYBYSTREAMS2FLOWSHEETCONNECTIVITYBYBLOCKS2CONVERGENCESTATUSSUMMARY2CONVERGENCEBLOCK:$OLVER012COMPUTATIONALSEQUENCE3OVERALLFLOWSHEETBALANCE3PHYSICALPROPERTIESSECTION5COMPONENTS5U-O-SBLOCKSECTION6BLOCK:COMPMODEL:COMPR6BLOCK:COOL-1MODEL:HEATER7BLOCK:COOL-2MODEL:HEATER8BLOCK:EX-1MODEL:HEATER9BLOCK:EX-2MODEL:HEATX10BLOCK:PUMP1MODEL:PUMP12BLOCK:REACTOR1MODEL:RSTOIC13BLOCK:REACTOR2MODEL:RSTOIC15BLOCK:SEP-1MODEL:FLASH216BLOCK:SEP-2MODEL:FLASH217STREAMSECTION19110111213191415234215678923PROBLEMSTATUSSECTION25BLOCKSTATUS25ASPENPLUSVER:WIN32REL:10.0-105/14/2010PAGE1CYCLHEXANESYNTHESISRUNCONTROLSECTIONRUNCONTROLINFORMATIONTHISCOPYOFASPENPLUSLICENSEDTOGUANGDONGENGINEERINGEQUIP.TYPEOFRUN:NEWINPUTFILENAME:_1930qmi.inmOUTPUTPROBLEMDATAFILENAME:_1930qmiVERSIONNO.1LOCATEDIN:PDFSIZEUSEDFORINPUTTRANSLATION:NUMBEROFFILERECORDS(PSIZE)=0NUMBEROFIN-CORERECORDS=256PSIZENEEDEDFORSIMULATION=256CALLINGPROGRAMNAME:apmainLOCATEDIN:D:\ASPENT~1\AP100\xeqSIMULATIONREQUESTEDFORENTIREFLOWSHEETASPENPLUSVER:WIN32REL:10.0-105/14/2010PAGE2CYCLHEXANESYNTHESISFLOWSHEETSECTIONFLOWSHEETCONNECTIVITYBYSTREAMSSTREAMSOURCEDESTSTREAMSOURCEDEST1PUMP13COMP2PUMP1REACTOR14COMPREACTOR16REACTO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