恩为杯化工设计大赛参考答案

山东菏泽玉皇化工有限公司10万吨/年苯加氢制环己烷项目可行性研究报告常州化工设计院有限公司二零一零年四月0目录第一章总论111概述112编制项目可行性研究报告的依据和原则114项目背景、经营意义、投资意义214项目的范围415研究结果4第二章市场分析和价格预测821产品市场分析和价格预测822原料供求及价格预测1024辅助材料、燃料的供应14第三章生产规模、总工艺流程及产品方案1541生产规模1542总工艺流程1544产品方案11044全厂自控水平17第四章工艺装置1841工艺原理1842工艺技术选择2244环己烷装置工艺流程2744自控水平4245主要设备的选择410410消耗指标4747装置界区内的公用工程设施4848装置“三废”排放48第五章建厂地区条件和厂址选择4051建厂条件4052厂址选择44第六章总图运输、储运、土建、厂内外管网44101总图运输44102储运410104土建47104厂区外管48第七章公用工程5171给排水5172供电、电信5274供热、供风5774脱盐水站5875采暖通风及空气调节58第八章辅助生产设施10081消防设施10082维修设施10284仓库104184中心化验室10485火炬104第九章能耗分析及节能措施10491概述10492能耗构成分析10494工艺装置节能措施1010第十章环境保护107101编制依据107102设计采用的环境质量标准和排放标准107104建设地区环境现状107104建设项目主要污染物状况及治理109105环境保护工程所需投资和定员721010环境影响评价分析72第十一章劳动保护与安全卫生74111设计依据74112工程概述74114建筑和场地布置710114生产过程中职业危险、危害因素的分析710115设计中采用的主要安全和劳动保护措施781110预期效果评价79117劳动安全卫生机构设置及人员配备情况80第十二章企业组织及定员81121企业经营体制81122企业管理体制81124装置定员81124人员来源和培训82第十三章企业管理设施和生活福利设施84141企业管理设施84142生活福利设施84第十四章项目实施规划84141建设周期的规划84142实施进度规划84第十五章投资估算和资金筹措810151投资估算810152资金筹措87154资金运筹计划88第十六章生产成本费用估算891101成本费用估算依据891102成本费用估算及分析90第十七章财务评价91171财务评价的依据和说明91172效益及财务评价指标计算92第十八章不确定性分析942181盈亏平衡分析94182敏感性分析94第十九章综合评价94191综合评价94192研究报告结论940第一章总论11概述111项目名称10万吨/年苯加氢制环己烷项目112主办单位山东菏泽玉皇化工有限公司114法定地址山东菏泽市经济技术开发区114企业性质民营企业115法人代表王金书1110注册资金45000万元117项目建设投资（估算）2108910万元12编制项目可行性研究报告的依据和原则121编制可行性研究报告的依据1山东菏泽玉皇化工有限公司提供的10万吨/年环己烷工程可行性研究报告设计委托书。2与山东菏泽玉皇化工有限公司签订的“10万吨/年环己烷工程可行性研究”设计合同。4山东菏泽玉皇化工有限公司提供的有关开展可行性研究的设计条件。4中国石油化工总公司石油化工项目可行性研究报告编制规定1997年版。5山东菏泽玉皇化工有限公司提供的10万吨/年环己烷装置有关资料。122编制可行性研究报告的指导思想和原则1采用国内成熟先进的工艺技术和设备,尽量消化吸收国外引进装置的先进技术，并力求稳妥、先进、可靠。自动控制采用先进的集散型控制系统DCS以减轻操作强度，并确保生产安全。2本项目原材料和产品涉及易燃、易爆的气体和液体，装置建设必须安全可靠，装置布置合理，并严格执行国家防火规范。14根据原材料的供应情况及产品的市场需求，确定合理的建设规模。4在设计中严格贯彻执行国家环境保护和工业安全卫生的有关规定，采取积极有效措施减少“三废”排放量，对装置排放的废气、废渣、废水经过处理后，达标排放。5节约能源、节约动力，做到充分利用装置内的余热。10充分依托山东荷泽玉皇化工有限公司原料以及公用工程、维修、消防力量，做到少投入，多产出，以提高经济效益。14项目背景、经营意义、投资意义141项目背景山东菏泽玉皇化工有限公司为山东玉皇化工有限公司独立子公司，山东玉皇化工有限公司始建于19810年，目前已发展成为集开发、生产、销售于一体的中型精细化工企业。现有员工750余人，总资产72亿元，固定资产498亿元，是中国优秀品牌企业、山东省高新技术企业、菏泽市重点工业企业第六位、菏泽市经济增幅最快的企业之一，于20010年入选“中国化工企业经济效益500强、中国化工企业500强、中国化工助剂行业50强”。公司主要产品有气雾剂级二甲醚、燃料级二甲醚、双环戊二烯、异戊二稀、间戊二烯、液化天然气、MTBE、TAME、混合苯、精苯、精C5、丙烯、轻油、化工原料油及化工中间体。产品主要应用于杀虫剂、合成洗涤剂及农药、医药、合成树脂、涂料、橡胶、塑料等化工行业。20010年公司实现销售收入105亿元，利税7000万元。山东菏泽玉皇化工有限公司，位于菏泽市经济开发区上海路以东，淮河路以南，占地107公顷。北临日东高速、南临菏兰高速、京九铁路，新石铁路横贯东西，交通便捷，四通八达。针对公司现状及市场调研分析，公司制定了“十一五”发展规划总体目标重点建设10万吨/年苯加氢项目、20万吨/年苯乙烯项目、40万吨/年芳构化项目、40万吨/年柴油加氢项目、120万吨/年甲醇制低碳烯烃项目和100万吨/年煤制甲醇项目。十一五末，实现销售收入80亿元，利税82亿元，为菏泽市的经济腾飞做出更大的贡献。山东菏泽玉皇化工有限公司自身具有生产环己烷所需的苯、氢气等原料，2现有的公用工程设施裕量可以满足装置需要，而且装置副产蒸汽可以作为苯乙烯装置加热热源使用，减少苯乙烯的生产成本，而且通过采用技术成熟的工艺技术方案，达到降低装置能耗物耗的目的，因此从自身的建设、公用工程条件、采用的工艺技术以及原材料供应的优势来说也是可行的，因此建议新建10万吨/年环己烷装置。142经营体制类别山东荷泽玉皇化工有限公司是一家集研发、生产、销售于一体的民营股份制企业144投资意义1本项目投资的意义在于充分利用山东菏泽玉皇化工有限公司现有的原料及公用工程，通过低价格原料及低能耗生产环己烷，成本优势明显，市场竞争力强。山东荷泽玉皇化工有限公司具备建设环己烷装置良好的建厂条件，现有厂区有足够的空闲土地，不需另外征地，环己烷所需的主要原料苯及氢气通过现有装置得到供应，现有的公用工程（水、电、蒸汽等）均能满足10万吨/年环己烷项目的要求，而不需要新建或扩建。山东菏泽玉皇化工有限公司仅需投入装置部分投资以及很少的配套工程便可建设10万吨/年环己烷装置，生产市场上急需的化工及精细化工中间体环己烷。做到少投入、多产出，这样既充分利用了企业现有的资源，又可以得到良好的经济效益。2本项目采用国内较先进的工艺流程，消耗定额低，环己烷生产成本也低，在市场上具有一定的竞争力。4本项目利用苯乙烯装置的尾气，通过变压吸附装置处理后，送至环己烷装置，原料苯由厂区粗苯精制装置供应，减少了该项目原料由外商操纵的风险。4本项目具有较好的经济效益，项目的新建对山东荷泽玉皇化工有限公司产品结构的调整和整个公司的盈利极为重要。5从能源综合利用来看，原料氢气来源为苯乙烯装置的脱氢尾气，现有的设施未对该尾气进行充分利用，而是通过火炬进行燃烧，一方面造成能源浪费，另一方面对环境造成一定影响，通过建设环己烷项目，可以通过PSA提氢充分利用该脱氢尾气，使能源得到综合利用；另外装置副产大量的低压蒸汽，应用到苯乙烯装置的加热设备中，减少苯乙烯装置的蒸汽消耗，降低苯乙烯生3产成本。因此，新建环己烷项目对整个公司的节能将耗有重要意义。14项目的范围141本项目可行性研究的范围包括10万吨/年环己烷装置的市场预测、生产规模和生产工艺流程选择；技术和设备的先进性、适用性、可靠性；财务上的盈利性、合法性；消防和环境上的可行性；对本项目建设上的可行性进行论证，为项目法人和领导机关提供决策依据。142项目范围主要生产装置10万吨/年环己烷装置，包括8000立方变压吸附提氢工段及苯加氢制环己烷工段。15研究结果151项目的概况山东荷泽玉皇化工有限公司建设10万吨/年环己烷装置可以利用现有的原料供应及公用工程配套的优势，节约投资，具有良好的经济效益，厂址选择在厂内现有空地。环己烷生产采用变压吸附提氢及苯气相加氢工艺，技术先进，原材料消耗、公用工程消耗在国内处于领先地位。152环己烷装置主要技术经济指标表见附表11154结论1山东荷泽玉皇化工有限公司建设10万吨/年环己烷工程，充分利用现有的资源，减少生产成本。2环己烷生产采用变压吸附提氢及苯气相加氢工艺，工艺路线先进成熟可靠，控制手段达到国内的先进水平，技术协作条件好。4采用的工艺流程中，尽量采取回收措施，减少三废排放量，同时对装置三废处理，使其达到国家排放标准，不会对周围环境造成影响。154存在的主要问题和建议本项目与厂区粗苯加氢装置、苯乙烯装置有密切联系，要做好各装置的协调工作。4附表1110万吨/年环己烷装置主要技术经济指标表序号项目名称单位数量备注一生产规模1环己烷KT/A100二产品方案环己烷KT/A100三年操作时小时8000四主要原材料、燃料用量苯KT/A5108含氢尾气NM4/A104107体积含量91五公用工程消耗量1水工业水T/H1间歇循环水T/H27152供电年耗电量KW8810104供汽副产蒸汽T/H710T/H04MPA消耗蒸汽T/H17T/H10MPAT/H084T/H04MPA4冷冻水T/H449T/H六三废排放量处理前1废水M4/H15间歇2废气NM4/H14914废催化剂T/A114开车装填量1001T七运输量KT/A1200221运入量KT/A1000115序号项目名称单位数量备注2运出量KT/A100011八装置定员人44其中生产工人人48管理人员人5九总占地面积M22424十单位产品综合能耗KG标油/T101059十一工程项目投资1本项目建设总投资万元410857资本金占筹措资额1001建设投资万元2210282固定资产投资方向调节税万元04建设期利息万元04流动资金万元142292本项目筹资额万元221028十二年销售收入（不含税）万元4451104十三成本和费用年平均总成本（不含税）万元40105010十四年平均利润总额万元281057十五年平均销售税金及附加万元71104十六财务评价指标1年平均投资利润率71022年平均投资利税率9774年平均资本金利润率71024贷款偿还期年0含建设期5投资回收期所得税前年24含建设期所得税后年28含建设期6序号项目名称单位数量备注10所得税前内部收益率111057所得税后内部收益率78108自有资金内部收益率78109所得税前净现值万元117201基准收益率取1210所得税后净现值万元79090基准收益率取1211盈亏平衡点149用生产能力利用率表示7第二章市场分析和价格预测21产品市场分析和价格预测211国内外生产能力与产量的历史及现状1国外生产能力与产量的历史及现状1898年首次用苯加氢制得环己烷，发展至今环己烷已经成为一种重要的石油化工原料。据有关资料报道1992年全世界环己烷的生产能力约为400万T/A，主要的环己烷生产厂家是美国菲利浦石油公司、英国帝国化学工业公司、美国埃克森化学公司、美国德士古公司、日本宇部工业公司，以上生产能力约占世界总生产能力的44，2004年世界环己烷生产能力约450万T/A，2010年将达490万T/A。主要增长点在亚洲，亚洲的平均增长率约4。2国内生产能力与产量的历史及现状我国早期的环己烷装置为国外引进技术，生产产量较少，随着下游产业的发展，我国环己烷产能、产量不断增长。2004年我国环己烷产能212万T/A左右，到2007年，我国有10家环己烷生产企业，总产能44万T/A左右，其中巴陵石化公司是国内最大的生产企业，产能达到10T/A。近几年，随着环己烷产量的提高，我国进口数量呈现递减趋势，近几年国内环己烷产能见表21。表21近几年国内环己烷产能年份200020012002200420042005产能10412411011872122810年份200102007200820092010产能41084410514582108目前国内环己烷生产厂家主要有以下公司江苏扬农化工集团有限公司、河南神马、河北石焦化集团有限公司、山东昌邑大安、山东洪业化工有限公司、中石化巴陵分公司、浙江巨化集团公司、南京东方化工公司等，总产量占全国产能的90以上。我国环己烷生产能力如表22。8表22我国环己烷生产能力现状厂名生产能力万吨/年备注中石化巴陵分公司10自用为主江苏扬农化工集团有限公司15自用为主河南神马集团1自用为主河北石焦化集团有限公司25外销山东昌邑大安精细化工有限公司08外销浙江巨化集团公司9自用为主山东洪业化工有限公司10自用为主山东海力化工有限公司20自用为主山东方明10南京东方化工公司8自用为主合计1088目前，由于环己烷市场前景看好，许多厂家纷纷增加环己烷产量，预计2010年我国环己烷生产能力将达到108万T/A。212国内外市场需求和价格的历史及现状2121国内外市场需求环己烷主要用于制备环己醇和环己酮，另外，在涂料工业中广泛用作溶剂，是树脂、脂肪、石蜡油类、丁基橡胶等的极好溶剂。环己烷90用于环己酮生产，环己酮为己内酰胺生产的中间产品，通常由己内酰胺厂生产，自产自用。目前己内酰胺生产需求扩大，带动上游环己烷、环己酮的产量，环己烷需求量猛增，2002年全世界环己烷需求量为240万T/A，2005年达到440万T/A预计2010年需环己烷490万T/A。国内市场竞争日趋激烈，近年环己烷生产装置建设改造进入一个高潮，市场需求稳步增加，预计2010年国内需环己烷75万吨。随着扩建及新建产能的投产，我国环己烷需求量将得到部分缓解。另外，进口环己烷对国内市场冲击较大，国际上荷兰的DSM集团、日本的旭化成公司等大公司，以及德国和中国台湾省的环己烷生产规模都很大，并且9仍在不断扩大生产能力，其中有部分生产能力是针对我国市场扩建的。这些大公司有着明显的规模效益和低成本优势，势必对国内环己烷市场构成较大冲击。国内企业不得不早作打算，及早制定应对措施，保持竞争的主动地位。2122国内外产品价格环己酮的行情同原料苯的价格密切相关，2009年1月份国内环己烷价格为4200元/吨，基本无生产利润，生产情况在8月份逐步好转，至2009年底价格达到7500元/吨左右，在2010年价格稳步攀升，最高达到10000元/吨，最近回落并稳定在81000元/吨左右，20092010年价格趋势，见表24表2420092010年价格趋势月份200911122010124价格/元/吨750082008100092009000月份451078价格/元/吨9100091000850085008500214目标市场分析和价格预测2141目标市场分析本项目产品环己烷主要的用户是山东及周边地区环己酮生产厂商，山东地区有多家环己酮生产商，生产原料为环己烷，由于不具备环己烷生产所需的原料等因素，生产的环己烷价格较高或需要外购环己烷，因此为山东荷泽玉皇化工有限公司环己烷销售提供广阔市场，因此荷泽玉皇化工生产的环己烷可以在山东及周边地区的市场上销售。2142价格预测今年1月份环己烷价格为8400元/吨，并逐步增长到5月份最高达到10000元/吨，到8月份价格在8500元/吨，总体看来，2010年的价格相对稳定在8500以上，由于环己烷的主要下游产品环己酮，需求继续增大，预计环己烷的价格会继续小幅增长。22原料供求及价格预测221原料市场供求和价格的历史及现状101苯纯苯的工业生产有四种工艺1、煤焦油经过分离出粗苯后经精制生产纯苯；2、石油炼制过程中得到的C10C8烃馏分，在催化剂作用下芳构化生成苯等芳烃，再经分离得到纯苯；4、乙烯装置副产的裂解汽油，经过两次催化加氢再经分离得到纯苯；4、甲苯歧化，烷基转移生产纯苯。纯苯的主要消费领域是苯乙烯（占50）、苯酚、己内酰胺、苯胺、顺酐、氯苯、硝基苯、烷基苯以及溶剂使用等。表24纯苯下游产品2005/2010年纯苯需求量（万吨）年产品20052010苯乙烯1145100苯酚47150己内酰胺2040顺酐2880苯胺、硝基苯5090氯苯1520烷基苯1820合计2829100为实际消耗值按下游产品需求值折算中国的纯苯主要是中国两大石油石化企业垄断，仅自供平衡。2005年纯苯产量为401011万吨，进口255万吨，表观消费440万吨。20010年纯苯产能超过480万吨/年，产量达到4100万吨/年。由于乙烯产能和石油炼制能力扩大，2010年中国石油纯苯总产能有望突破500万吨/年，另从焦化苯的精制，经加氢脱硫可得到纯苯。2005年我国焦炭产量为225亿吨，可得粗苯225万吨。现建的焦化苯处理装置的有山焦集团、山东海化集团、山西宏特集团和宝钢集团，预计到2010年焦化纯苯可达100150万吨/年，预计到2010年石油纯苯和焦化纯苯的总产能将达到1000万吨/年以上。2005年全球纯苯产能为4450万吨/年，需求量为4840万吨/年，预计20010年2010年均增速为24。到2010年全球纯苯产能将达到5010万吨/11年。200102010年需求量的增速为47，到2010年全球纯苯需求量将达到41010万吨/年。世界纯苯的生产和消费主要集中在亚洲、北美和西欧。20002010年中国纯苯供需状况见表25。表2520002010年中国纯苯供需状况（单位万吨）项目200020012002200420042005200102010进口量751024210542557050出口量9499109149110产量1851992142489252194010141001000表观需求184520142092229251014404401050为预测值图21国内苯价格走势图根据国内苯价格走势图，2004年苯平均价格在4450元/吨，20010年均价基本上为7500元/吨以上。苯市场的价格起伏较大，与国际原油价格变化有关，另外还与苯的下游产品市场需求有关，若市场平淡，国内苯市场价格将会平移或下降。12前年，受到世界金融风暴的冲击，国际原油价格一路走低，纯苯价格也跌倒谷底，最低价达41000元/吨。去年9月份开始较快回升，后价格稳定在1040010500元/吨。20010至2010年的平均价（见表210）。2010年前8月的市场价格一直比较稳定，维持在580010400之间。表21020052009年各年苯平均价格年份20010年2007年2008年2009年2010年前8月5年均价价格（元/吨）71010541942584408440401000071102氢气氢气是环己烷生产的另一种主要原料。由于氢气贮存运输等原因，一般用氢企业均自产自用，其价格取决于制造成本。本项目氢气来源于20万吨/年苯乙烯装置乙苯脱氢产生的含氢尾气，该尾气的氢气体积含量为91左右，经过变压吸附装置处理后供苯加氢使用，生产的氢气量基本满足环己烷装置生产需要。222原料来源及供应状况本工程所需的原料苯由公司粗苯加氢装置供应，由罐区经管道输送至环己烷装置区，原料氢气来源于苯乙烯装置的含氢尾气，经变压吸附吸附后送苯加氢反应器使用，因此，两种基本原料可由厂区自行解决，减少原料外购带来的风险。原材料来源见表27表27原材料来源表序号物料来源数量规格1苯粗苯加氢装置510240吨/年纯苯2氢气苯乙烯装置尾气经变压吸附104107NM4/年224产品价格确定的原则为使项目在经济上具有较强的抗风险能力，本项目在财务分析中原料和产13品不使用十年平均价格，而是采用市场现行价格，即原料苯按10500元/吨，产品环己烷价格按市场价格8500元/吨计。24辅助材料、燃料的供应241主要辅助材料来源见表28表28主要辅助材料来源表序号物料来源数量规格备注1加氢催化剂外购105吨/次NIAL2O4寿命2年2吸附剂外购1098吨/次CNA144、CNA229、CNA414、CNA421寿命15年4除油剂外购84吨/次CNA110、CNA229寿命2年4预处理剂外购127吨/次CNA414、CNA421寿命4年14第三章生产规模、总工艺流程及产品方案41生产规模生产规模10万吨/年环己烷。年操作时8000小时。42总工艺流程本工程利用公司粗苯加氢生产的纯苯、苯乙烯装置的含氢尾气为原料，通过8000M4变压吸附提氢工段（PSA）、苯气相加氢工段生产环己烷。化学反应式为C10H104H2C10H124218000M4变压吸附提氢工段流程简述苯乙烯装置含氢尾气经过压缩机增压后，原料气在P14MPA、T40条件下进入变压吸附提氢工段。首先进入气液分离器除去游离水，然后经过两台可串并联操作的除油器除去压缩机油，再进入由两台预处理器和一系列程控阀组成的预处理系统，除去芳烃等高沸点组分，从预处理出来的净化气送往PSA后系统。除油器一开一备，吸附饱和后一次性更换吸附剂，约两年一换。预处理再生时，先用经换热器加热到150的PSA解吸气进行加热，再用未经加热的解吸气进行冷吹。PSA后系统由10台吸附器和一系列程控阀等组成，采用1024/V工艺流程。在变压吸附系统中，任一时刻总有2台吸附器处于吸附步骤，由入口端通入原料气，在出口端获得氢气。每台吸附器在不同时间依次经历吸附A、多级压力均衡降EID、逆向放压D、抽空（V）、多级压力均衡升EIR和最终升压FR等步骤，采用多次均压的目的使尽可能的回收有效组分。逆放步骤排出了吸附器中吸附的部分杂质组分，剩余的杂质通过冲洗抽空步骤进一步完全解吸。产品气在12MPA的压力下由吸附塔顶部出来，解吸气在002MPA下输出界外。15422苯气相加氢工段流程简述原料苯经换热器預热，加热器加热汽化后，再送至汽化器中与氢气一起过热进入反应器，其中氢气由新鲜氢和循环氢混合而成。蒸发后的苯氢混合气由两台前反应器顶部进入并进行反应，反应热用于副产低压蒸汽，未反应的原料在后反应器中完全反应，从后反应器出来的反应物料，经冷凝冷却后在分离器中进行气液分离。气相经深冷器和吸附器回收微量环己烷后，未反应的氢气经压缩机增压后循环使用，液相环己烷则送入稳定塔处理后，经冷却储存在环己烷贮槽中。44产品方案441环己烷表41产品环己烷规格表项目指标试验方法色度（HAZEN）15GB4144密度07770782GB4472纯度（M/M）9970GB7544苯MG/KG100SH11074正己烷MG/KG500SH11074甲基环己烷MG/KG500SH11074甲基环戊烷MG/KG400SH11074馏程15GB7544硫2GB121088产品环己烷为液态，年产环己烷100000吨，以槽车运输的形式出厂销售。442中间产品氢气表42氢气规格表项目指标备注氢气9999体积分率COCO210PPM压力MPA1216温度4044全厂自控水平环己烷装置主要分为PSA工段及环己烷工段，PSA工段程控阀多、动作频繁，操作对自动化要求高，本项目采用S7400冗余控制系统；环己烷工段采用集散型控制系统DCS对整个生产过程进行监视、操作、报警、联锁和控制，同时对关键的电气设备进行远距离控制。为保证装置安全生产，所有现场仪表均选择符合安装地点的危险区域等级划分的防爆仪表，并在危险区域内设置可燃气体报警传感器，此信号送至DCS系统进行监视和报警。17第四章工艺装置41工艺原理411变压吸附原理4111吸附吸附是指当两种相态不同的物质接触时，其中密度较低物质的分子在密度较高的物质表面被富集的现象和过程。有吸附作用的物质（一般为密度相对较大的多孔固体）被称为吸附剂，被吸附的物质（一般为密度相对较小的气体或液体）称为吸附质。吸附按其性质的不同可分为四大类，即化学吸着、活性吸附、毛细管凝缩、物理吸附。化学吸附是指吸附剂与吸附质间发生有化学反应，并在吸附剂表面生成化合物的吸附过程。其吸附过程一般进行的很慢，且解吸过程非常困难。活性吸附是指吸附剂与吸附质间生成有表面络合物的吸附过程。其解吸过程一般也较困难。毛细管凝缩是指固体吸附剂在吸附蒸气时，在吸附剂孔隙内发生的凝结现象，一般需加热才能完全再生。物理吸附是指依靠吸附剂与吸附质分子间的分子力（即范德华力）进行的吸附。其特点是吸附过程中没有化学反应，吸附过程进行的极快，参与吸附的各相物质间的平衡在瞬间即可完成，并且这种吸附是完全可逆的。PSA制氢装置中的吸附主要是物理吸附。4112变压吸附在实际工业应用中，吸附分离一般分为变压吸附和变温吸附两大类。从吸附剂的吸附等温线可以看出，吸附剂在高压下对杂质的吸附容量大，低压下吸附容量小。同时从吸附剂的吸附等压线可以看到，在同一压力下吸附剂在低温下吸附容量大，高温下吸附容量小。利用吸附剂的前一性质进行的吸附分离称为变压吸附PSA，利用吸附剂的后一性质进行的吸附分离就称为变温吸附TSA。18在物理吸附中，各种吸附剂对气体分子之所以有吸附能力是由于处于气、固相分界面上的气体分子的特殊形态。一般来说，只处于气相中的气体分子所受的来自各方向的分子吸引力是相同的，气体分子处于自由运动状态；而当气体分子运动到气、固相分界面时即撞击到吸附剂表面时，气体分子将同时受到固相、和气相中分子的引力，其中来自固相分子的引力更大，当气体分子的分子动能不足以克服这种分子引力时，气体分子就会被吸附在固体吸附剂的表面。被吸附在固体吸附剂表面的气体分子又被称为吸附相，其分子密度远大于气相，一般可接近于液态的密度。固体吸附剂表面分子对吸附相中气体分子的吸引力可由以下的公式来描述分子引力FC1/RMC2/RNMN其中C1表示引力常数，与分子的大小、结构有关C2表示电磁力常数，主要与分子的极性和瞬时偶极矩有关R表示分子间距离因而对于不同的气体组分，由于其分子的大小、结构、极性等性质各不相同，吸附剂对其吸附的能力和吸附容量也就各不相同。PSA制氢装置所利用的就是吸附剂的这一特性。由于吸附剂对混合气体中的氢组分吸附能力很弱，而对其它组分吸附能力较强，因而通过装有不同吸附剂的混合吸附床层，就可将各种杂质吸附下来，得到提纯的氢气。吸附平衡是指在一定的温度和压力下，吸附剂与吸附质充分接触，最后吸附质在两相中的分布达到平衡的过程。在实际的吸附过程中，吸附质分子会不断地碰撞吸附剂表面并被吸附剂表面的分子引力束缚在吸附相中；同时吸附相中的吸附质分子又会不断地从吸附剂分子或其它吸附质分子得到能量，从而克服分子引力离开吸附相；当一定时间内进入吸附相的分子数和离开吸附相的分子数相等时，吸附过程就达到了平衡。对于物理吸附而言，动态吸附平衡很快就能完成，并且在一定的温度和压力下，对于相同的吸附剂和吸附质，平衡吸附量是一个定值。由于压力越高单位时间内撞击到吸附剂表面的气体分子数越多，因而压力越高平衡吸附容量也就越大；由于温度越高气体分子的动能越大，能被吸附剂表面分子引力束缚的分子就越少，因而温度越高平衡吸附容量也就越小。在温度一定时，随着压力的升高吸附容量逐渐增大；在压力一定时，随着温度的升19高吸附容量逐渐减小。PSA制氢装置的工作原理利用的是气体的吸附与解吸。吸附剂在常温高压下大量吸附原料气中除氢以外的杂质组分，然后降低压力使各种杂质得以解吸。412苯加氢原理4121热力学分析苯加氢反应是一个复杂的反应体系。在反应条件下,除主反应生成目标产物环己烷外，苯与氢可能发生以下各种反应A苯的加氢裂解,最终产物为碳和甲烷B环己烷的异构化反应生成甲基环戊烷C环己烷的裂解反应生成甲烷。对于主反应及各副反应而言,主反应和反应A是平行反应。主反应和反应B为可逆反应,但前者为放热反应,后者为吸热反应。各反应的平衡常数相差较大,温度对各个反应的影响不一。苯加氢制环己烷的主反应是一个放热的、体积减小的可逆反应,反应的平衡常数在高温下显著降低，因此，低温和高压对该反应是有利的。当温度超过5100K以后,主反应的苯转化率将减小,苯加氢制环己烷的适宜反应温度不应超过5100K否则只有提高系统压力才能保证高的转化率,而这无疑将增加设备投资和操作费用。反应B是一个可逆吸热反应,低温有利于反应向逆方向进行。因此,苯加氢制环己烷的反应温度不宜过高当然也不能太低,否则反应分子不能很好地活化,进而导致反应速率比较慢。4122反应机理关于苯催化加氢的反应机理,众说纷纭。分歧主要集中在1作用物在催化剂表面是发生单位吸附还是多位吸附。一种观点认为苯分子在催化剂表面发生多位吸附,然后与氢反应,生成环己烷另一种观点则认为苯分子只与催化剂表面的1个活性中心发生化学吸附,形成键合吸附物,然后吸附的氢逐步加到吸附的苯分子上。2大多数研究者均认为表面化学反应为速率控制步骤,但涉及到具体哪一步则产生了分歧。有人认为往苯环上加第1个氢原子或第1个氢分子是速率控制步骤,因为这要破坏苯环的共振结构。但也有文献指出,同时往苯环上加4个氢分子才是控制步骤。204关于吸附项,一般都认为氢气和苯均吸附,而对环己烷是否吸附、氢吸附是分子吸附还是解离吸附、吸附活性位是一类还是两类等问题,研究者们持有不同的观点。但目前被大多数研究者接受的反应机理如下苯加氢按LH机理进行苯为非解离吸附，氢为解离吸附，解离产生的吸附态氢原子逐步加到苯环上。假设催化剂表面存在一类活性中心，用表示，则H222H（A）C10H10C10H10（B）C10H10HC10H7（C）C10H7HC10H8（D）C10H8HC10H9（E）C10H9HC10H10（F）C10H10HC10H11（G）C10H11HC10H12（H）C10H12C10H12（I）根据各步的热力学分析，向苯环上加第一个氢原子需破坏苯环的共振结构，在热力学和动力学上都较困难，故吸附态苯分子和吸附态氢原子间的表面反应式C为控制步骤，得到HBHPH1/2/1BBPBBHPH1/2BBBPB/1BBPBBHPH1/2其中，H为吸附氢的覆盖分率，B为吸附苯的覆盖分率，BH为氢的吸附平衡常数，BB为苯的吸附平衡常数。由式C得到动力学方程为RKHBKBHPH1/2BBPB/1BBPBBHPH1/22因氢为弱吸附，BHBHPH1/2,所以BHPH1/2可忽略，上式简化为RKBHPH1/2BBPB/1BBPB2此公式为苯加氢催化剂的动力学机理方程式。对于其他研究，也提出了若干动力学方程式，选择其中一部分列于表41。表41镍基催化剂气相苯加氢反应的动力学方程催化剂动力学方程21NI/AL2O4工业级30251/0EXP8BHPRTRNI/硅藻土（工业品）RBBK14NI/CR2O4式中的M44104T145MBKPRNI/AL2O4（工业品）431CBHPBPBKNINIO/SIO263BRNINIO/SIO2431BHPBKNI/AL2O4（工业品）RKPBPH1/2/1BBPB42工艺技术选择421变压吸附工艺4211变压吸附生产工艺变压吸附气体分离与提纯技术成为大型化工工业的一种生产工艺和独立的单元操作过程，是在本世纪六十年代迅速发展起来的。这一方面是由于随着世界能源的短缺，各国和各行业越来越重视低品位资源的开发与利用，以及各国对环境污染的治理要求也越来越高，使得吸附分离技术在钢铁工业、气体工业、电子工业、石油和化工工业中日益受到重视；另一方面，六十年代以来，吸附剂也有了重大发展，如性能优良的分子筛吸附剂的研制成功，活性炭、活性氧化铝和硅胶吸附剂性能的不断改进，以及ZSM特种吸附剂和活性炭纤维的发明，都为连续操作的大型吸附分离工艺奠定了技术基础。由于变压吸附PSA气体分离技术是依靠压力的变化来实现吸附与再生的，因而再生速度快、能耗低，属节能型气体分离技术。并且，该工艺过程简单、操作稳定、对于含多种杂质的混合气可将杂质一次脱除得到高纯度产品。因而近三十年来发展非常迅速，已广泛应用于含氢气体中氢气的提纯，混合气体中一氧化碳、二氧化碳、氧气、氮气、氩气和烃类的制取、各种气体的无热干燥22等。而其中变压吸附制取纯氢技术的发展尤其令人瞩目。在工业变压吸附PSA工艺中，吸附剂通常都是在常温和较高压力下，将混合气体中的易吸附组分吸附，不易吸附的组分从床层的一端流出，然后降低吸附剂床层的压力，使被吸附的组分脱附出来，从床层的另一端排出，从而实现了气体的分离与净化，同时也使吸附剂得到了再生。4212工艺技术方案的选择对于从苯乙烯尾气中提纯H2的变压吸附装置，由于原料气的压力较高，原料气中的杂质含量高且均属于较容易解吸的杂质，在氢气回收率要求不高的情况下,通常采用投资少、能耗低的PSA流程。变压吸附PSA分离技术是依靠压力的变化来实现吸附与再生，主流程的工序包括吸附、均降、顺放、逆放、冲洗、均升、终升等工艺步序。吸附工序在常温、高压下原料气进入吸附床，吸附剂将杂质吸附，获得产品氢气。减压工序通过一次或多次的均压降压过程，将床层死空间氢气回收。顺放工序通过顺向减压过程获得吸附剂再生的冲洗气源，即用于对其他塔进行吹扫。逆放工序逆着吸附方向减压使吸附剂获得部分再生冲洗（抽真空）工序用产品氢冲洗或抽真空降低杂质分压，使吸附剂完成最终的再生。升压工序通过一次或多次的均压升压和产品气升压过程使吸附塔压力升至吸附压力，为下一次吸附作好准备其中关键工艺条件的选择1）对均压次数的选择在变压吸附中进行均压过程的目的实际上是回收吸附床死空间内的产品气。因为在吸附过程结束时，床层内有大量的高压产品气，如果不均压回收过程将导致产品收率很低。而均压次数的多少主要取决于原料气的压力、原料气的组成和是否采用抽真空再生等因素。一般而言，原料气压力越高则均压次数应越多；原料气中的杂质越容易吸附，均压次数可以越多；采用抽真空流程则均压次数可以相对较多。本装置在充分考虑了原料气压力、组成和再生方式等因素后，选择三次均压方案。232）同时进料的吸附塔数的确定同时进料的吸附塔数主要取决于装置的处理量、吸附压力、原料组成、投资和占地等因素。综合考虑以上因素，本装置确定采用双塔连续进料流程。4）对总吸附塔数的确定吸附塔的总数量取决于同时进料的吸附塔数、均压次数和再生时间长短三个因素。在实现双塔连续进料、三次连续均压过程的同时又要保证吸附剂再生时间足够、再生效果优良，我们推荐采用的总吸附塔数为10塔。所以本系统采用1024/V工艺流程。在变压吸附系统中，任一时刻总有2台吸附器处于吸附步骤，由入口端通入原料气，在出口端获得氢气。422环己烷生产工艺以苯为原料，经加氢生成环己烷的工艺有气相法及液相法两种工艺路线，液相苯加氢工艺特点是反应稳定、缓和，转化率和收率也很高，但能耗也较高，液相反应的氢气利用率仅为85。液相苯加氢典型工艺有IFP法、AROSAT法和BP法。气相苯加氢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，现在工业上苯加氢装置多采用此工艺路线。气相苯加氢法典型工艺有BEXANE、ARCO、UOP、HOUDRY和HYTORAY法等。422工艺技术方案的选择4221环己烷装置生产工艺环己烷的生产工艺过程如下苯加氢方法分气相加氢法和液相加氢法两种。气相加氢法是在固定床内以镍或铂为催化剂，气相的苯与氢气在一定压力下，通过催化剂床层进行反应生成环己烷，气相加氢是工业上广泛采用的方法。液相加氢法是苯在反应器中于适当温度和压力下呈液相状态，以镍铝粉为催化剂，催化剂在液相中保持稳定的悬浮状态，苯与氢气进行加氢反应生成环己烷。苯液相加氢制环己烷工艺的优点一是可以减少局部过热，反应温度较均匀，副产物少，产品质量较好。二是催化剂的活性高，生产强度大。其缺点是催化剂的寿命短，消耗量大，运行周期短，需经常更换，操作麻烦，而且需用泵进行循环，动力消耗大。悬浮的催化剂容易堵塞管道和阀门。近年来采用新型金属络合物液体催化剂，可以避免使用悬浮催化剂的缺点。液相加氢法适用24于生产规模大的装置，据资料介绍，当产品规模大于10万吨/年时，可节省投资。苯气相加氢工艺和液相加氢工艺的比较见表42表42苯加氢的各种工艺技术比较DSM技术国内技术IFP技术BASF技术反应温度,200400140250180200200反应压力,MPA42010102725催化剂及寿命PTAL2O4,5年NIAL2O4,2年NIPS2,410月可溶性催化剂,连续消耗转化率,999995100催化剂活性高时100技术特征1、固定床气相加氢工艺固定床气相加氢工艺液相加氢工艺液相加氢工艺2、反应热用热油移去,副产09MPA蒸汽反应热用热水移去,副产低压蒸汽反应热用水移去,副产低压蒸汽反应热用水移去,副产低压蒸汽4、为防止催化剂结块,原料苯经衡沸蒸馏脱水至NI，加氢活性的比例为KPTKNI187，这表明铂的活性比镍高210倍，但铂的价格为镍的几百倍，因此选择镍作为催化剂活性组分更经济，而且镍作为催化剂活性组分的催化剂研究和开发工作取得一定进展，主要集中在以下三个方面改良催化剂载体、加入新组分来调变镍基催化剂的催化性能和新型催化剂开发。通过以上三方面对催化剂研发，镍催化剂的经济性和良好的选择性使得镍作为苯加氢催化剂在目前的工业生产中得以广泛运用。铂催化剂和镍催化剂优缺点的比较见表44表44两种不同催化剂苯气相加氢工艺比较序号项目铂催化剂镍催化剂备注1反应温度/2004001402502反应压力/MPA42010104转化率/9999954液体空速11018010085催化剂寿命/年5102410催化剂来源进口或国内研制进口或国内研制7产品环己烷质量含苯20PPM含苯100PPM8操作维护反应温度范围较宽反应温度范围较窄铂催化加氢法的优点是转化率高，空速大，催化剂使用寿命长。但催化剂价格昂贵，装置投资大。镍催化加氢法的优点是装置投资较少，催化剂较便宜，催化剂的活性及选择性能满足苯加氢装置的要求，因此推荐本项目采用镍催化加氢工艺。综合上述情况，我们对各种工艺技术进行了分析比较，权衡利弊得失，并根据我们掌握的技术和操作经验，选择如下成熟、先进、适用的工艺技术方案以苯为起始原料，在镍催化剂存在下苯蒸汽和氢气在固定床反应器中进行气相加氢反应生成环己烷。4222主要操作条件261）变压吸附工段预处理吸附压力14MPA；再生压力002MPA；吸附温度常温；再生温度150；吸附压力12MPA；解吸压力002MPA；吸附温度常温；解吸温度常温；2）环己烷工段苯加氢反应反应温度140220；反应压力01010MPA4224工艺技术特点1PSA采用成熟的PSA流程，装置占地面积小，工艺简单、运行可靠。2PSA采用专用吸附剂，具有良好的解吸性能，在吸附碳烃类后，可以采用直接降压加抽空解吸的方式实现完全的解吸。3PSA采用选用专利防冲刷自补偿第五代平板阀，具有动作寿命长，动作100万次以上无泄露，关闭速度快，开启速度慢，并具有阀位状态现场指示和远程传送信号的性能。4环己烷采用固定床反应气相加氢，工艺成熟，操作控制容易，转化率高。5环己烷采用以AL2O4为载体的镍催化剂，空速较大,使用寿命长,产品质量好。44环己烷装置工艺流程441工艺流程图4411PSA工段274412环己烷工段2829442工艺流程简述304421PSA工段本工段主要包括100压缩工序、200预处理工序、400变压吸附工序。100压缩工序原料气在005MPA（G）、40下，进入本装置100压缩工序，将原料气压缩至14MPA，该工序由4台原料气压缩机（两开一备）组成。200预处理工序压缩后的原料气送往200预处理工序。200预处理工序由1台气液分离器、2台除油器、2台预处理器、1台再生气加热器、1台再生气冷却器组成。气液分离器脱除原料气中可能夹带的机械水；除油器脱除压缩机润滑油；预处理器进一步脱除其中的烷烃、芳烃等沸点杂质，得到符合变压吸附原料气要求的净化气。2台除油器可串并联操作，除油剂不再生，约2年更换；2台预处理器并联操作，预处理吸附剂可再生，约4年更换一次。预处理器采用变温吸附工艺，再生时，解吸气经加热器到150对预处理器进行再生，再用常温的解吸气冷吹降温，再生后的解吸气经冷却器冷却至常温后去作燃料气或去界外气炬。400变压吸附工序预处理气进入变压吸附系统，获得氢浓度9999的产品氢气。装置主程序采用1024/V工艺，主要由10台吸附塔、1台中间罐、1台氢气缓冲罐、1台解吸气缓冲罐、1台解吸气混合罐、4台真空泵、1台真空泵后冷却器和一系列程控阀组成。1024/V工艺的特点是任何时刻总有2个吸附塔处于吸附状态，进行4次均压，抽空再生；每个塔均要一次经历吸附A、第一次均压降E1D、第二次均压降E2D、第三次均压降E4D、逆放D、抽空V、第三次均压升E4R、第二次均压升E2R、第一次均压升E1R、最终升压FR等步骤。净化气自下而上进入正处于吸附状态的吸附器中，由其内部的吸附剂进行选择性的吸附，在吸附器顶部得到产品氢气，吸附器通过逆放和抽空步骤将被吸附的杂质解吸出来得到解吸气，经解吸气缓冲罐和解吸气混合罐稳压后送到200工序作再生气或直接送出界区。吸附器吸附剂15年更换。4422环己烷工段来自罐区的原料苯在流量控制调节下，送入E101苯预热器的管程，经壳侧31低压蒸汽预热至105左右，进入苯加热器E102的管程，用壳程低压蒸汽加热至汽化，然后导入苯汽化器E104中与经过加热后的氢气一起进入苯汽化器顶部的过热器，通过蒸汽流量控制进入反应器的苯与氢气混合物料的温度。进入苯汽化器的氢气来自氢气混合罐V104，由新鲜氢和循环氢气混合而成后，进入氢气换热器E104的管程，通过反应器出料加热至140左右进入苯汽化器。从苯蒸发器E104出来的苯氢混合气分成两股，分别由两台加氢前反应器R101顶部进入反应器并进行反应。反应器为列管式反应器，列管中内装填以氧化铝为载体的镍催化剂。反应热用壳侧的热水通过副产蒸汽的方法移去，维持反应温度最高不得超过250。热水首先进入热水循环泵P101的入口，与来自汽水分离器V101的热水一起经泵增压后，进入反应器壳侧吸收反应放出的热量后，进入汽水分离器V101，实现汽水分离，气体送入管网使用，未蒸发的热水循环使用。流出反应器R101的物流，进入加氢后反应器R102顶部并进行反应，使苯完全转化为环己烷，加氢前反应器R101与加氢后反应器R102的控制方案相同。加氢后反应器R102的出料经过氢气换热器后，进入气体冷凝器E105壳侧，经循环水冷凝后，液体进入烷中间罐V107，气体进入分离器V105分离出夹带的液体后，进入尾气冷凝器E1010，同样的冷凝液进入烷中间罐V107，气体进入分离器V1010分离出夹带的液体后，主要组分为未反应的氢气，进入循环氢气缓冲罐V104，用压缩机K101增压后与新鲜氢进入氢气缓冲罐V104，然后作为反应原料循环使用。进入烷中间罐V107的液相为产品环己烷，经过热回收换热器加热环己烷后，进入稳定塔T101脱除溶解在环己烷中的氢气，稳定塔在正压条件下操作，塔顶经冷却水冷却后不凝气排放到火炬系统，塔釜100左右的环己烷经过热回收换热器降温后，液相环己烷在E107经过循环水冷却后，送入贮罐中。44自