年苯加氢制环己烷项目投资可研报告

1、年苯加氢制环己烷项目投资可研报告 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113 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1023 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1531 生产规模1532 总工艺流程1533 产品方案1634 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2243 环己烷装置工艺流程2744 自控水平3245 主要设备的选择3646 消耗指标3747 装置界区内的公用工程设施3848 装置三废排

2、放38第五章 建厂地区条件和厂址选择4051 建厂条件4052 厂址选择43第六章 总图运输储运土建厂内外管网4461 总图运输4462 储运4663土建4764 厂区外管48第七章 公用工程5171给排水5172 供电电信5273 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6081消防设施6082 维修设施6283仓库6384中心化验室6385 火炬63第九章 能耗分析及节能措施6491概述6492 能耗构成分析6493工艺装置节能措施66第十章 环境保护67101 编制依据67102 设计采用的环境质量标准和排放标准67103 建设地区环境现状67104

3、建设项目主要污染物状况及治理69105 环境保护工程所需投资和定员72106 环境影响评价分析72第十一章 劳动保护与安全卫生73111 设计依据73112 工程概述74113 建筑和场地布置76114生产过程中职业危险危害因素的分析76115设计中采用的主要安全和劳动保护措施78116 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81123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83131 企业管理设施83132 生活福利设施83第十四章 项目实施规划84141 建设周期的规划

4、84142 实施进度规划84第十五章 投资估算和资金筹措86151 投资估算86152 资金筹措87153 资金运筹计划88第十六章 生产成本费用估算89161 成本费用估算依据89162 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93181 盈亏平衡分析93182 敏感性分析93第十九章 综合评价94191 综合评价94192 研究报告结论94第一章 总 论11概述com称6万吨年苯加氢制环己烷项目com位山东菏泽玉皇化工 com址山东菏泽市经济技术开发区com质民营企业com 法人代表王金书com金3

5、5000万元com设投资估算26896 万元12 编制项目可行性研究报告的依据和原则com 编制可行性研究报告的依据 1 山东菏泽玉皇化工提供的6万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签订的6万吨年环己烷工程可行性研究设计合同 3 山东菏泽玉皇化工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 山东菏泽玉皇化工提供的6万吨年环己烷装置有关资料com 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 D

6、CS 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 3 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 6 充分依托山东荷泽玉皇化工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13 项目背景经营意义投资意义com 项目背景山东菏泽玉皇化工为山东玉皇化工独立子公司山东玉皇化工始建于1986年目前已发展成为集开发生

7、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398亿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2006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MTBETAME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2006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

8、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0万吨年芳构化项目40万吨年柴油加氢项目120万吨年甲醇制低碳烯烃项目和60万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com 经营体制类别 山东玉皇化工是一家集研发生产销售于一体的民营股份制企业13 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山东玉皇化工山东菏泽玉皇化工 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 3

9、 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

10、的范围com可行性研究的范围包括6万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com围 主要生产装置6万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com 项目的概况 山东玉皇化工com 结论 1 山东玉皇化工 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 3 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

11、成影响com 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附表1-1 6万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kta60二产品方案环己烷kta60三年操作时小时8000四主要原材料燃料用量苯kta568含氢尾气Nm3a64 107 体积含量91 五公用工程消耗量1水工业水th1间歇循环水th27152供电年耗电量kW88 1063供汽副产蒸汽th76th04 MPa消耗蒸汽th17th10MPath083th04 MPa4冷冻水th339th六三废排放量处理前1废水m3h15间歇2废气Nm3h14913废催化

12、剂ta113开车装填量1001t七运输量kta1200221运入量kta600112运出量kta60011八装置定员人43其中生产工人人38管理人员人5九总占地面积m22324十单位产品综合能耗kg标油t6659十一工程项目投资1本项目建设总投资万元36857资本金占筹措资额100 1 建设投资万元22628 2 固定资产投资方向调节税万元0 3 建设期利息万元0 4 流动资金万元142292本项目筹资额万元22628十二年销售收入不含税万元435163十三成本和费用年平均总成本不含税万元406506十四年平均利润总额万元28657十五年平均销售税金及附加万元7164十六财务评价指标1年平均投

13、资利润率7622年平均投资利税率9773年平均资本金利润率7624贷款偿还期年0含建设期5投资回收期所得税前年23含建设期所得税后年28含建设期6所得税前内部收益率11657所得税后内部收益率7868自有资金内部收益率7869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139用生产能力利用率表示第二章 市场分析和价格预测21产品市场分析和价格预测com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

14、力约为300万ta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432004年世界环己烷生产能力约350万ta2010年将达390万ta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ta左右到2007年我国有10家环己烷生产企业总产能44万ta左右其中巴陵石化公司是国内最大的生产企业产能达到10ta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

15、国内环己烷产能见表2-1表2-1 近几年国内环己烷产能年份200020012002200320042005产能104124161187212286年份20062007200820092010产能36844651358268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河南神马河北石焦化集团山东昌邑大安山东洪业化工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表2-2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15自用为主河南神马集团1自用为主河北石焦化集团25外销山东昌邑大安精细化工

16、08外销浙江巨化集团公司9自用为主山东洪业化工6自用为主山东海力化工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688 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68万tacom市场需求和价格的历史及现状com1 国内外市场需求环己烷主要用于制备环己醇和环己酮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酮环己酮240万ta2005年达到330万ta预计2010年需环己烷390万ta 国内市场竞争日趋激烈近年环己生产装置建设进入一个高潮市场需求稳步增加随着扩建产能的投产 另外进口环己国内市场冲击国际上荷兰的DSM集

17、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生产规模都很大并且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com2 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8600元吨左右2009-2010年价格趋势见表2-3表2-3 2009-2010年价格趋势月份2009-

18、11122010-123价格元吨75008200860092009000月份45678价格元吨96009600850085008500com场分析和价格预测com1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com2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

19、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com场供求和价格的历史及现状 1 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C6C8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3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2-4 纯苯下游产品 20052010年纯苯需求量万吨 年产品20052010苯乙烯114560苯酚37150己内酰胺2040顺酐2880苯胺

20、硝基苯5090氯苯1520烷基苯1820合计282960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30611万吨进口255万吨表观消费330万吨2006年纯苯产能超过380万吨年产量达到360万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600万吨年以上

21、2005年全球纯苯产能为4450万吨年需求量为3840万吨年预计2006年2010年均增速为24到2010年全球纯苯产能将达到5010万吨年20062010年需求量的增速为37到2010年全球纯苯需求量将达到4610万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2-5表2-5 20002010年中国纯苯供需状况单位 万吨项目20002001200220032004200520062010进口量75624210532557050出口量939910913916产量1851992142389252193061360600表观需求183572013209222

22、92561330430650为预测值图21 国内苯价格走势图根据国内苯价格走势图2003年苯平均价格在3350元吨2006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3600元吨去年9月份开始较快回升后价格稳定在6300-6500元吨2006至2010年的平均价2-6 20052009年各年苯平均价格年份2006年2007年2008年2009年2010年前8月5年均价价格元吨76654194258430834030600071

23、10 2 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com 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2-7表2-7 原材料来源表序号物 料来 源数 量规 格1苯粗苯加氢装置56240吨年纯苯2氢气

24、苯乙烯装置尾气经变压吸附64107Nm3年com 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6500元吨产品环己烷价格按市场价格8500元吨计23 辅助材料燃料的供应com助材料来源见表2-8表2-8 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Ni-Al2O3寿命2年2吸附剂外购698吨次CNA-133 CNA-229 CNA-314CNA-421寿命15年3除油剂外购83吨次CNA-110 CNA-229寿命2年4预处理剂外购127吨次CNA-314CNA-421寿命3年

25、第三章 生产规模总工艺流程及产品方案31 生产规模 生产规模6万吨年环己烷年操作时 8000小时32 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8000m3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C6H63H2 C6H12com 8000m3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P 13MPat40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

26、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6台吸附器和一系列程控阀等组成采用6-2-3V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com

27、加氢工段流程简述 原料苯经换热器预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33 产品方案com 环己烷表3-1 产品环己烷规格表项目指标 试验方法色度Hazen15GB3143密度0777-0782GB4472纯度mm9970GB7534苯mgkg100SH1674正

28、己烷mgkg500SH1674甲基环己烷mgkg500SH1674甲基环戊烷mgkg400SH1674馏程15GB7534硫2GB12688产品环己烷为液态年产环己烷60000吨以槽车运输的形式出厂销售com 中间产品氢气表3-2 氢气规格表项目指标 备注氢气9999体积分率COCO210ppm压力MPa12温度4034 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S7-300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

29、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第四章 工艺装置41 工艺原理com附原理com1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

30、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

31、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 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

32、述分子引力F C1rm-C2rn m n 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

33、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高吸附容量逐渐减小制氢装置的工作原理利用的是气体的吸

34、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com1 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560K 以

35、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560K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com2 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

36、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3个氢分子才是控制步骤3 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L-H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 H22 2HaC6H6 C6H6bC6H6H C6H7cC6H7H C6H8d

37、C6H8H C6H9eC6H9H C6H10fC6H10H C6H11gC6H11H C6H12hC6H12 C6H12i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H bHPH 121bBPB bHPH 12 B bBPB 1bBPB bHPH 12 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 得到r kHB k bHPH 12bBPB1bBPB bHPH 122 因氢为弱吸附bH bB bB PB bHPH 12所以 bHPH 12可忽

38、略上式简化为r k bHPH 12bBPB1bBPB2 r 3NiCr2O3 式中的m 4410-3T-145 Ni Al2O3工业品Ni- NiOSiO2Ni- NiOSiO2Ni Al2O3工业品r KPBPH12 1bBPB 42 工艺技术选择com 变压吸附工艺com1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

39、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

40、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com2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

41、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com 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

42、苯加氢法典型工艺有 BexaneARCOUOPHoudry 和Hytoray法等com 工艺技术方案的选择com1 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

43、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4-2表4-2 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200400130250180200200反应压力MPa3206102725催化剂及寿命Pt- AL2O3 5年Ni-AL2O3 2年NiPS236月可溶性催化剂连续消耗转化率 999 995100 催化剂活性高时 100技术特征1固定床气相加氢工艺固

44、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3为防止催化剂结块原料苯经衡沸蒸馏脱水至 100ppm催化剂在气体鼓泡和液体用泵循环的联合作用下呈悬浮状态产品烷经稳定塔除去轻组分4反应温度控制在不高于420以免发生烷的异构化反应反应温度严格控制在不高于260以免发生副反应并损坏催化剂随着催化剂活性降低补加新催化剂当催化剂达一定量后则停车更换催化剂原料苯经衡沸蒸馏脱水至 100ppm 产品烷经蒸馏精制两种苯加氢工艺各有其优缺点各国根据技术掌握的情况和产品规模的大小选取合适的工艺苯加氢反应常

45、用催化剂的活性金属组分为PtNi其活性排列为Pt Ni加氢活性的比例为KPtKNi 187这表明铂的活性比镍高26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在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pa3206103转化率 999 9954液体空速161806085催化剂寿命年510246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

46、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com2主要操作条件1变压吸附工段预处理吸附压力13 Mpa再生压力002 Mpa吸附温度常温 再生温度150吸附压力12 Mpa解吸压力002 Mpa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130220反应压力0610 MPacom3 工艺技术特点PSA采

47、用成熟的PSA流程装置占地面积小工艺简单运行可靠PSA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43 环己烷装置工艺流程com 工艺流程图com1 PSA工段com2 环己烷工段com 工艺流程简述com1 PSA工段本主要包括100压缩工序200预处理工序300变压吸附工序100压缩工序原料气在005MPaG40下进入本装置100压缩工序将原料气压缩至13MPa该工序由3台原料气压缩机两开一备组成 200预处理工序压缩后

48、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3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或去界外气 300变压吸附工序预处理气进入变压吸附系统获得氢9999的产品氢气装置主程序采用6-2-3V工艺主要由6台吸

49、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3台真空泵1台真空泵后冷却器和一系列程控阀组成6-2-3V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3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 E3D 逆放 D 抽空 V 第三次均压升 E3R 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

50、接送出界区吸附器吸附剂15年更换44 自控水平com 设计范围 本设计包括6万吨年环己烷装置的全部自控系统及仪表装置包括PSA工段及环己烷工段com 工艺装置对自动控制的要求环己烷装置原料苯和氢气以及产品环己烷均为易燃易爆介质而且生产过程连续性强控制指标和防爆要求非常严格因此本装置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的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其中PSA工段由于程控阀多动作频繁且装置操作对自动化水平要求较高采用

51、S7-300冗余控制系统装置操作全部由控制系统完成重要参数在计算机屏幕上设有指示及历史趋势和实时趋势记录可实现各种报表的打印装置关键参数均在计算机上实现声光自动报警3 关键设备的检测和控制本装置约有控制回路19套其中关键的控制系统有尾气增压机压力控制尾气增压机压力控制通过调节阀用于原料气入口低压返流调节4 仪表的选型 现场仪表的防爆形式采用本安结构在满足工艺控制和测量要求的前提下本着节约投资的原则尽可能在国内采购国内无生产厂家或产品质量不能满足要求的仪表及关键部位的仪表检测元件考虑进口压缩机的成套仪表由供货商随机供应现场变送器选用智能电动型产品传输信号为420mADC标准信号 热电阻信号除外

52、调节阀的气动信号为00201MPacom1 压力仪表 压力差压变送器采用智能式变送器输出信号为420mADC数字通讯加载在420mADC信号上就地压力测量一般选用普通压力表或不锈钢压力表com2 温度仪表就地温度测量采用抽芯式防护型双金属温度计万向型远传温度测量采用铂电阻Pt100com3 流量仪表 流量测量元件的选用一般根据下列原则蒸汽及气体孔板液体电远传金属管转子流量计或涡街流量变送器 就地金属管转子流量计 原料及产品采用质量流量计准确计量 com4 液位仪表容器液位测量采用远传外浮筒液位变送器贮罐液位测量采用雷达液位计就地液位计一般采用玻璃板液面计com5 调节阀切断阀调节阀采用气动方式根据介质的特性和工况条件一般选用单座或双座气动调节阀调节阀采用电气阀门定位器切断阀须配限位开关限位开关须是隔爆型的关键部位的调节阀应配置阀位变送器电磁阀选用二位三通隔爆型电磁阀在正常情况下电磁阀带电另外PSA工段电磁阀电磁阀动作频繁故障后直接影响程控阀动作要求高com6 分析仪表分析仪表采用智能式根据具体工况确定有特殊要求或需特殊处理的介质采用相应的预处理措施预处理系统由分析仪表供应商配套提供com 集散型控制系统com1 DCS 本装置环己烷工段的集中管理监视联锁和控制通过DCS完成该DCS系统安装在本装置的控制室内以微处理器为基础的DCS将是一个先进的可靠的和开放的系