桂林理工-丙零城下团队1设计集2010版6能源评价

1、目录第一章 项目概况11.1项目概况11.21.3项目背景1项目设计依据21.41.5项目设计及原则2项目使用的专业标准规范31.6第二章项目结论及建设意义4项目节水节能评估依据和评价范围5评估依据5评价范围5工艺技术方案5项目工艺安全性5工艺方案选取62.12.2第三章3.13.23.2.1.原料路线确定的原则和依据63.2.2 工艺技术方案的比较与选择63.2.3 产品生产工艺路线概述10项目节水概况25第四章4.14.2设计原则25设计背景254.2.1 中国水资源现状25化工企业节水措施概述27项目节水措施284.34.44.4.14.4.2水处理节水28水循环节水284.4.34.4

2、.4水用量节水28优化换热流程节水284.4.5 生活节水294.5 节水意义29第五章 项目节能概况305.1概述305.25.3设计依据30设计原则315.45.5化工企业节能措施概述31项目耗能分析325.6项目节能措施325.6.15.6.25.6.35.6.45.6.55.6.6废气来源及治理措施32废渣来源及治理措施33工艺节能33利用废热回收装置33优化控制、管理体系35减少中间过程热散失355.6.75.6.8供电节能35余热、热力节能355.6.9全厂能量综合利用355.6.10 其他节能措施36第六章评估结论37第一章 项目概况1.1 项目概况本项目以中国金陵石油化工公司的

3、丙烷气和氢气作为原料，采用丙烯低压羰基精制路线，辅以改进膜工艺，生产纯度 99.8%的异辛醇和 99.3%的异丁醇，本项目主要产品异辛醇的生产规模为 25 万吨/年。1.2 项目背景丙烷是重要的石油化工基础原料，主要用于生产聚丙烯、丙烯腈、环氧丙烷、丙烯酸、异丙苯/苯酚/、羰基醇(丁辛醇) 等基本有机化工产品。随着丙烯衍生物需求的迅速增长，对丙烯的原料需求也逐年巨增，世界丙烯年需求量已从 20 年前 15.2 Mt 增加到 2000 年的 51.2 Mt，年均增长率达 6.3%。2012 年全球需求量约 83 Mt，在 2016 年以前将以年均 4.4%的速度增长。由丙烯为原料生产基本有机原料

4、的消费量依次是丙烯腈 11%，羰基醇 8%，环氧丙烷 7% ，异丙苯 6%，丙烯酸 5%，异丙醇 3%，其他 3% 。以丙烯生产的基本有机化工产品年均增长率依次是丙烯酸 6%，丙烯腈 4%，环氧丙烷 4%，异丙苯/ 苯酚 3.8%，羰基醇 3.4%。我国 2003 年丙烯产量 5932.3 kt，比 2002 年增长 11.8%，进口 226.4 kt，全年表观消费量 6158.7 kt。由于国内丙烯资源十分短缺，限制了丙烯衍生物的生产能力，为了满足市场需求，每年都需大量进口丙烯衍生物。异辛醇（2-乙基己醇；2-ethyl hexanol）为无色透明、易燃的油状液体，具有特殊的气味，能与水及多

5、种化合物形成共沸物，均有中等毒性。异辛醇是精细化工产品的重要原料，主要用于生产增塑剂、溶剂、脱水剂、消泡剂、分散剂、浮选剂、石油添加剂及香料等。异辛醇是随着石油化工、聚氯乙烯材料工业以及羰基工业技术的发展而迅速发展起来的。异异辛醇的工业化生产方法主要有乙醛缩合法、法和羰基法等。而低碳羰基的技术是采用铑催化剂，从而反应压力大大降低。因而，工厂的投资及维修费用低，丙烯生成正的选择性高，反应速率快，产品收率高，原料消耗少，催化剂用量省，操作容易，腐蚀性小，环境污染少（接近无害工艺）。因此，这种生产方法在世界范围内以显著地优势而迅速发展，是生产异辛醇的主要方法。1.3 项目设计依据（1）编制依据1）2

6、016 年“东华科技-陕鼓杯”第十届大学生化工设计竞赛参赛指导书2）3）4）5)化工建设项目可行性内容和深度的规定2005 年 10 月当前国家重点鼓励发展的产业、产品和技术目录（2000 年修订）环境保，2014 年劳动安全法（2）编制原则1）编制过程中坚持“客观、公正、科学、可靠”的原则，对项目的市场需求、建设规划、技术方案及水平、经济效益、社会效益、环境效益和各种风险等进行了充分和论证，真实、全面地反映项目的有利和不利，提出可供选择的建议。2）根据厂址条件，对项目所需水、电、蒸汽、人力、原辅材料来源及质量进算与落实。3）对产品方案、技术路线、来源等进行多方案的比较选择，最终提出技术上先进

7、、可靠、经济上合理、环保措施完善的方案。4）结合当地的政策、，按照有关部门的编制要求，对建设项目做出客观的技术经济评价，对项目中尚未解决的问题，如实提出建设性的意见和建议。5) 选用的工艺、设备、自控方案要先进、可靠、成熟、“三废”排放少，做到低能耗、低污染、低成本。1.4 项目设计及原则（1）结合生产规模和依托的化工企业以及本厂实际情况，合理选用工艺，保证项目投产后，能安全、稳定、长周期连续运行，使各种产品质量达到国家最新标准或行业标准的要求；（2）所选择的设备和材料必须可靠，且尽可能，充分利用依托的大型综合化工企业以及异辛醇分厂现有的公用工程设施及辅助设备，以降低投资、加快工程建设进度，力

8、争为企业创造最大的经济效益；（3）生产工艺尽可能简单、清洁，生产过程能耗低，副产物能达到最大化利用；（4）鉴于目前国家整治化工行业环保的力度和重视程度，新建厂要在三废治理和安全设施上严格执行国家、地方及主管部门制定的环保、职业安全卫生、消防和节能设计规定、规程和标准。采取各种切实可靠、行之有效的事故防范及处理措施，确保装置安全运行。1.5 项目使用的专业标准规范（1）（2）（1996）（3）（4）（5）（6）（7）（8）（9）1999）安全生产法建设项目（工程）劳动安全卫生监察规定原劳动部第 3工业企业设计卫生标准（GBZ1-2002）工作场所有害职业接触限值（GBZ 2-2002）石油化工企

9、业设计防火规范（GB50160-92，1999 年版）建筑设计防火规范（GBJ16-87，2001 年版）建筑物防雷设计规定（GB50057-94，2000 年版）和火灾环境电力装置设计规范（GB50058-92）石油化工企业可燃气体和气体检测设计规范（SH3063-（10）（11）（12）（13）（14）(15)化工企业安全卫生设计规定（HG20571-95）压力容器安全技术监察规程（1999 年版）压力管道安全管理与监察规定劳动部发【1996】140 号建筑照明设计标准（GB50034-2004）工业粉尘排放标准执行（GB16297-1996）工业锅炉大气污染执行（GB13271-2001

10、）（16） 工业企业厂界噪声标准执行（GB12348-1990）（17）（18）（19）（20） 第195 号）污水综合排放标准执行（GB8978-1996）大气污染物综合排放标准（GB16297-1996）废物污染控制标准（GB18484-2001）化工建设项目可行性投资估算编制办法（国家局（1999）1.6 项目结论及建设意义本项目是为金陵设计一座年产 25 万吨异辛醇的分厂。原料丙烷来自于炼油厂的重整装置，产品是经 Oleflex 工艺进行催化脱氢后得到丙烯，再经羰基得到，再经过加氢反应得到异辛醇。异辛醇是重要的基本有机化工原料，可直接用作照相造纸涂料和纺织等行业的溶剂，柴油和润滑油的添

11、加剂，陶瓷行业釉浆分散剂、矿石浮选剂、消泡剂、清净剂、表面活性剂等。异辛醇的下游产品邻苯二甲酸二丁酯类仍是全球生产与消费的主导增塑剂原料，主要消费地区在亚洲，其中我国是世界最大的增塑剂消之一。近几年来国内异辛醇产能高速增长，在提高了国内自给率的同时，加剧了市场竞争激烈化程度。随着国内产能产量的，进口量 2010 年逐步下滑，2013 年进口量为26 万吨，下降16%。进口产品主要来自和西欧，包括BASF、DOW、Eastman 和 oxea Group 的生产商。2013 年我国产量约为 110 万吨，自给率达到了 71%，比 2009 年了近 10 个百分点。尽管当前异辛醇新建装置较多，但

12、2013 年异辛醇的进口市场份额仍高达31%，从挤占进口产品市场份额和异辛醇消费仍保持较快增长来看，未来仍有一定发展空间。就市场供需发展来看，当前仍有市场空间，远期国内异辛醇市场格局趋于供需平衡和自给自足。所以，度丁醇在市场上有较好的经济效益，现如今大产能的异辛醇生产装置已经成为一种发展趋势。第二章 项目节水节能评估依据和评价范围2.1 评估依据为加强固定资产投资项目节能管理，促进科学合理利用能源，从上杜绝能源浪费，提高能源利用效率，根据节约能源法和关于加强节能工作的决定，2010 年 7过了固定资产投资项目节能评估和月初，国家发改委办公会并通暂行办法，并于 2010 年 9 月 17日以国家

13、发展委令第 6 号名义发布，定于 2010 年 11 月 1 日开始实施。2.2 评价范围根据项目总体规划，评价范围包括：（1）（2）（3）（4）（5）（6）（7）金陵25 万吨/年低碳节能工艺生产异辛醇项目总体规划项目市场分析与产品与技术方案材料供应情况厂址选择项目环境保护与劳动安全项目经济效益、社会效益分析第三章 工艺技术方案项目工艺安全性3.1本项目主要建设内容为年产 25 万吨异辛醇项目生产装置，包括原料和产品罐区、反应器、各分离工段的精馏塔、回收塔等，配套公用工程由总厂提供。3.2 工艺方案选取3.2.1.原料路线确定的原则和依据选用生产工艺方法，应从多方面进行考虑：原料的来源是否广

14、泛，供应是否有保证；生产工艺是否成熟及难易程度，质量是否有保证；生产设备是否过关，装置生产能力是否有保证；（4）检测是否配套、成熟，能保证生产过程及产品质量的有效控制；设备和土建的规模如何，造价如何；原材料及燃动力消耗如何、价格如何，人力资源占用情况，生产成本如何，各项经济技术指标如何；（7）环境保护情况，节能减排情况。3.2.2 工艺技术方案的比较与选择(1) 工艺方案比较异辛醇产品是随着石油化工、聚氯乙烯工业、有机化学工业的发展及羰基技术的发展而迅速发展起来的。异辛醇的工业化生产方法主要有乙醛缩合法、法和羰基法等，其中前两种方法目前只有中国采用，国外早已将其淘汰。羰基法根据所采用的催化剂不

15、同有高压钴法、改性钴法、高压铑法、改性铑法的等四种。高压钴法以 Ruhrchemie 公司及 BASF 公司的工艺为代表，法和三菱化成法等，而改性钴法仅有 S此外还有公司一家技术，高压铑法由三棱化成公司开发成功，改性铑法依据催化剂体系不同有 UCC-DAVY-Johnson Mattey （U.D.J.）法、三菱化成法和 Ruhrchemi法等三种工艺，而 U.D.J.法中又分为气相循环法（第一代工艺）和液相循环法（第二代工艺）。1) 乙醛缩合法乙醛缩合法即醇醛缩合法( Aldol )，是第二次期间德国开发的方法。由两个分子的乙醛缩合生成丁醇醛，然后脱水生成丁烯醛( 巴豆醛)，丁烯醛加氢制得到

16、正，正再加氢得到正丁醇；若生产异辛醇，则由正缩合脱水得 2-乙基己烯醛，然后加氢的异辛醇（2-乙基-1-己醇）。此法每生产 1 t 丁醇的消费如表 3-3 所示。表 3-3 生产 1t 丁醇的消费此法的特点是压力较低，正丁醇和异辛醇的生产比例可根据市场需求来调整，而且不副产异丁醇，但流程长、步骤多、设备腐蚀严重，生产成本较高，故 60 年代后逐步为丙烯羰基法所替代，目前数厂家采用此法生产。2)法辛醇生产方法是以乙烯为原料， 采用法生产高级脂肪醇，同时副产丁醇的方法。反应大致分 4 步进行： 三乙基铝； 链增长反应； 烷基铝氧化； 烷氧基铝水解。产物为 C2C20+的偶碳伯醇。该法工艺不同，产物

17、中各种醇的比例也不同，采用 Alfol 工艺（Vista 公司），正丁醇的比例约为 3.4%；Epal 工艺（Ethyl 公司）正丁醇的比例约为 0.1%。3)羰基法自 1938 年德国首先发现羰基技术到现在，异辛醇生产的工艺技术已有五、六十年的历史，是最主要的丁辛醇生产技术。丙烯羰基法又分为高压法、中压法和低压法。其中主流技术专利商如下：1）高压法:( Ruhr) 技术、巴斯夫( BASF) 技术、三菱( MCC) 技术、壳牌( S) 技术。高压法羰基技术是四十年发成功的， 六十年代建了大量装置， 但由于此法反应温度高， 反应需要在 2030 MPa 的高压下操作， 反应产物的正、异构比只有

18、 3 4: 1，设备腐蚀严重，因此，该法自七十年代中后期， 几乎全部被低压羰基法所取代。2）中压法: 壳牌( S) 技术、-化学( Ruhrchemic)技术、三菱( MCC) 铑法技术。中压法羰基技术是六十年代出现的壳牌公司的中压改性钴法技术，七十年代三菱化成公司也开发了铑法的中压羰基技术。到八十年代初，Ruhrchemic 又研制出一套成羰基工艺， 是采用水溶性铑催化剂系统，1984 年在 Ruhrchemic 厂建成 10 万吨/年装置，1988 年又以该技术建成了乙醛氢气电蒸汽冷却水1.30 1.35 t720 m3(标）600 kWh6 t300 t一套 17 万吨/ 年的装置，运行

19、情况较好。该生产装置能力约占目前世界铑法工艺技术总能力的 9%左右。这种方法在世界上未得到广泛应用。3）低压法: 雷普法( Reppe) 技术、( Eastman)技术、( Dav y U CCJohnson Mat they ) 技术、三菱化成( MCC) 技术。 雷普法雷普法是以丙烯、一氧化碳和水为原料， 以五羰基铁作催化剂一步丁醇， 该法是五十年代初由西德巴斯夫公司首次发现， 并于六十年代建设了工业化装置， 之后也曾采用了该技术建立了工业化装置， 但由于该法只能生产丁醇， 因此没有得以推广。 巴斯夫羰基工艺巴斯夫羰基工艺采用铑化合物为催化剂，三苯基膦为配位体， 产物的正异构比为( 98)

20、:1。此法具有催化剂活性高、丙烯转化率高( 99% 以上) 、消耗优点。低、反应压力低、设备少、操作维修方便的图 3-1BASF 的低压羰基工艺流程图 三菱化成技术三菱化成技术是三菱化成公司的专利技术， 它是以铑为催化剂，甲苯作溶剂的新工艺，粘度低、传热好、催化剂活性较高、铑夹带损失小，催化剂可采用结晶，离心过滤加以回收，装置内设有失活催化剂就地再生设施。三菱化成工艺技术，1981 年在巴西建成 5.4 万吨/年异辛醇，1984 年投产至今。1992 年在水岛工厂建成 13 万吨/年的装置，并投入生产。我国北京化工四厂也于 1992 年引进了三菱化成技术，现已稳定运行。图 3-2三菱化成开发的

21、铑法低压羰基技术工艺流程示意图 DAVY 羰基工艺低压羰基技术生产辛醇是七十年代中期才工业化的一项新工艺， 这是由联合碳化物公司、英国公司和英国马瑟公司联合开发的新技术，于 1976 年在庞塞厂建成了世界上第一套年产 13. 6 万吨/年的铑法低压羰基装置。这种技术是以丙烯、气为原料，羰基铑/三苯基膦络合物为催化剂，在低 1.76 MPa 的操作压力下，即能完成反应。此法具有流程短、设备少、反应条件要求低、正/异比高、无腐蚀、对设备材质要求低、催化剂活性高、操作平稳、产品比例方便调节等优点。图 3-3DAVY/ DOW的第二代丙烯铑法低压羰基技术-液相循环工艺流程示意图 低压羰基技术低压羰基技

22、术是 1952 年在醛的工艺，70 年代得到进一步发展，并于技术的主要特点是产品方案灵活，可同时生产萨斯的机构发明了低压羰基80 年代完成商业化运营。相关醛类和醇类产品， 以适应市场需求。该技术在世界上有运行的生产装置，成熟可靠。（2）工艺方案选择本项目主要生产异辛醇，丙烯羰基制的路线选择非常重要。综观其生产路线，有如下发展趋势：操作压力由高压转向低压，催化剂由羰基钴、羰基铑改性为钴膦和铑膦催化剂体系。用改性钴催化剂，达到了降低操作压力的目的，但反应器体积庞大，并有约 1015%丙烯被加氢为丙烷，而用改性铑催化剂，其液相循环工艺选用了水溶性铑膦催化剂，反应器的生产能力增 5080%，丙烯转化率

23、提高约 5%，而且较好地解决了产物与催化剂的分离，成为目前最广泛应用的工业方法，但是近年来联碳与公司又开发了第四代低压液相羰基工艺“UCC/DAVYMK-IV”工艺。该工艺与原液相循环法的主要的区别在于使用铑/异-44 双亚磷酸盐催化体系，其活性比第二代工艺所使用的铑/三本基膦（TPP）催化体系活性高，铑浓度大幅降低，由于原料转化率极高，故可以使烯烃氢甲酰化反应实现转化，不需循环。综合如上分析比较，本设计选择在 U.D.J.法和 Ruhrchemi法的基础上做出一定的改进和优化。的选择基于如下考虑：1) Ruhrchemi法与 U.D.J.第四代工艺均采用液相循环法，反应器容积利用率大幅度增加

24、，因而生产能力可大幅度提高。2) Ruhrchemi法使用的铑/异-44 双亚磷酸盐催化体系更符合绿色化学的要求： 所用溶剂无毒、安全、价廉，对环境友好； 水溶性催化剂与产物的分离采用静置分离技术，该技术能显著降低催化剂分离回收的能耗，操作控制容易，烃溶性杂质累积少，减少了催化剂的损失； 水溶性催化剂比油溶性催化剂的选择性更好，抗能力更强，能提高的正异构比。改进后的工艺流程增加了脱水工段、废气液回收处理工段以及氢气膜分离回收工段，整个新工艺更加符合现代化工追求的原子经济性和绿色化学的原则，且经济效益更好。3.2.3 产品生产工艺路线概述丙烷脱氢制得丙烯后，将其净化，净化后的丙烯和气混合后，进入

25、羰基反应器，在铑催化剂、温度 90-110、压力 1.65 MPa 条件下进行羰基，生成正和异。经冷却、冷凝，未反应气体与正、异分离，经循环压缩机返回羰基反应器，而正和异进入下一工序。若生产异辛醇时，正和异先经异构物分离得正。正以氢氧化钠做催化剂，在温度 120、压力 0.46 MPa 的条件下进行缩合脱水反应，生成辛烯醛。辛烯醛与氢气采用铜基催化剂，在温度 200220、压力 0.57 MPa 的条件下，进行加氢反应生成异辛醇。粗异辛醇经精馏塔精制后，得到产品异辛醇。若生产异辛醇时，正和异直接与氢气在铜基催化剂、温度为 165185、压力 0.62 MPa 的条件下进行加氢反应生成正丁醇和异

26、丁醇。正丁醇和异丁醇经精馏塔精制，经异构物分离后得到正丁醇产品，同时得到副产品异丁醇。本装置所用原料为丙烷、气和产品、异辛醇、丁醇等均属易燃、易爆、物质。（1）丙烷脱氢制丙烯工段目前，全球相对完善的丙烷脱氢技术有 5 种，有 U0P 公司的 Oleflex 工艺、公司的 Catofin 工艺、德国的 Star 工艺、俄罗斯公司开发的 Linde 工艺、菲利浦石油公司与意大利 Snamprogetti 工程公司联合开发的 FBD-3 工艺。其中，Oleflex 工艺和 Catofin 工艺在工业上应用的较多，国内在建装置中都有应用。Oleflex 工艺采用铂系催化剂，脱氢反应器为固定床； Cat

27、ofin 工艺使用铬系催化剂，反应器采用固定床反应器。两种工艺的分离流程基本类似。反应器出口物料经过冷却、压缩、干燥后进入冷箱，丙烯和未反应丙烷的混合物在冷箱中被冷凝，并在下游精馏单元回收丙烯和再循环丙烷。（1）Oleflex 工艺是 20 世纪 80 年发的，由长链烷烃脱氢工艺 Pacol 工艺改进而来，才用的是径向绝热床反应器，以 Pt/Al2O3 为催化剂。Oleflex 工艺是使用 C3LPG（C3 液化石油气）为原料生产聚合级的丙烯产品。整个工艺流程包括反映部分和产品回收部分。C3LPG 是含有 95%98%的丙烷以少量乙烷、丁烷和微量的戊烷的混合烃气体，大多数 C3LPG 是以天然

28、气为原料加工得到，其中会含硫、砷、烯烃等杂质,以 C3LPG 为原料生产丙烯时，C3LPG 在进料前需要对这些杂质进行脱除预处理。预处理后 C3LPG 原料被送入脱丙烷塔中，在脱丙烷塔中 C3LPG 中 C4 以上的重组分从脱丙烷塔底部分离， 脱丙烷塔塔顶出料被送入 Oleflex 装置。脱除了 C4 以上重组分的原料与循环丙烷混合在原料预热器中被加热到反应所需的温度(通常为 580600)后进入丙烷脱氢反应器，在脱氨催化剂的作用下发生丙烷脱氢反应生成丙烯。Oleflex 丙烷脱氢工艺采用 4 级串联绝热径向床反应器，由于丙烷脱氢反应是强吸热反应，所从每一级反应器出来的混合反应气的温度会下降到

29、有效反应温度以下，在每一级反应器后会接有级间加热器，将从各级反应器出口出来的混合反应气加热到有效的反应温度，从最后一级反应器出来的混合反应气会与反应前的液态原料进行换热提高工艺的余热利用率。从最后一个反应器离开后，反应产物经过冷却、压缩及干燥，然后被送到冷箱；产物在冷箱中被制冷剂分级部分冷凝，将以氢气为主的气相轻组分(90以上的氢气，少量的甲烷、乙烷)与液相的混合烃(丙烷、丙烯以及少量的乙烷等)分离，从冷箱出来的液相混合烃被输送到下游精馏部分回收烯烃产品和没有反应的原料。从冷箱中出来的液相混合烃首先进入加氢反应器，其中的丙炔在加氨反应器中发生液相加氢反应生成。从加氢反应器出来的物料被送入到脱乙

30、烷塔，脱去物料中的 C2 组分以及残余的甲烷，氢气等轻组分，塔釜的出料则被送入到丙烯精馏塔进行精馏,丙烯精馏塔塔顶生产纯度在 99.5%99.8%之间的聚合级丙烯产品，而塔釜的丙烷则重新被送入到脱氢反应器中进行反应。为了保证装置的连续运行，Oleflex 工艺还具有催化剂再生部分。催化剂的再生部分主要有 4 个作用：烧去催化剂上的结焦和积碳；将催化剂上的 Pt 金属粒子进行再分散；移去催化剂中的额外水分以及将催化剂还原妒恢复催化剂的反应活性。Oleflex 工艺的催化剂床层在反应器和再生器的环路中循环实现装置的连续化生产，循环时间为 27 天。（2）Catofin 工艺是ABBFLummus

31、公司开发的低碳焼炫脱氧生产单烯烃技术。该工艺采用绝热的固定床反应器，反应器由 48 根并联的绝热管式反应器组成，脱氨反应在负压下进行，操作压力为 0.030.05 MPa。Catofm 工艺的反应温度为 560650，使用 Cr 系催化剂(一般为 Cr/Al2O3)。由于该工艺的反应温度很高，为了减少反应过程中催化剂的积碳,一般会在反应器中加入一定量的硫横。Catofm 工艺分为 4 个工段：反应工段、产品压缩工段、产品回收工段和丙烯精制工段。在反应工段，丙烷原料与循环的丙烷物料混合后在换热器中被反应器出口的高温反应气加热汽化，汽化后的原料进入预热器中被加热到有效的反应温度后进入反应器进行反应

32、。反应器出口的高温反应气被丙烷原料冷却后被送往压缩工段进行压缩。反应器出口的高温反应气被丙烧原料冷却后被送往压缩工段进行压缩。在反应工段为了保证装置的持续运行,反应器进行周期性操作，其操作周期为： 反应器在负压下反应 10 分钟； 使用蒸汽对反应器进行吹扫； 在常压下使用空气对催化剂进行燃烧再生处理； 对反应器进行抽真空处理； 使用氨气对催化剂进行再生处理。一般 Catofin 工艺的反应器由 8 个并联的反应器组成,在一个操作周期中，一般有 3 个反应器在进行反应，3 个反应器在进行催化剂再生操作，剩余两个反应器在进行蒸汽吹扫或者抽真空处理。在循环周期中,反应器的切换和不同操作是按一定时间由

33、一个自动开关进行安排,实现整个装置的连续生产。在反应器体系中，将换热后的气化丙烷原料加热至反应温度的热量是由催化剂再生时所产生的热量提供。Catofin 工艺的催化剂使用为 23年，在反应过程中，可以允许丙烷原料中含有至多 7.5 wt.%的 C4 组分，并且不需要对原料进行预加氨处理，这得益于 Catofin 工艺周期性的催化剂再生处理。从反应工段出来的物料会被送入压缩工段，在压缩工段物料被加压到一定的压力以满足下游生产的需要。压缩过程使用多级压缩机，压缩后的物料被冷却到一定温度后进入闪蒸罐将一部分冷凝的 C3 组分直接送入脱乙烷塔，而气相部分则进入低温单元进行深冷处理，低温单元气相部分中剩

34、余的 C3 组分和一部分 C2组分被冷凝出来同样被送入脱乙烷塔，而剩余的气相部分则进入变压吸附单元分离出氢气，余下的部分则作为气。进入脱乙烷塔的物料在脱乙烷塔中将C2 组分与 C3 组分分离，塔顶的 C2 组分同样作为气使用，而塔顶的 C3 组分则被送入丙烯精馏塔生产丙烯产品，而丙烷精馏塔塔釜分离出的丙烷则循环回反应器继续反应。（3） STAR 工艺是由Phillips 石油公司开发，采用了列管式等温固定床反应工艺，催化剂采用的是 Pt-Sn-Al 体系，催化剂约为 12 年，反应温度为 570590，操作压力 0.5 MPa，水蒸汽作为导热介质。STAR 工艺的反应器由气燃烧进行供热，利用余

35、热产生高压蒸汽对工艺其他单元进行加热，以充分利用热量。该工艺的反应器由脱氢应器和选择性氢化反应器组成，将脱氢反应生成的氯气进行选择性氧化以提高反应的转化率并加热反应混合气。STAR 工艺由于使用水蒸汽作为反应稀释剂，能有效抑制高温反应将积碳氧化为 CO2 带出体系，所以反应器操作周过程中催化剂的积碳并期较长，且催化剂再生简单。一般而言，STAR 工艺的反应器能连续反应 7 h，然后进行 1 h 的催化剂再生。从反应器出来的物料与反应原料进行换热后继续被冷却到一定温度进入冷凝罐中回收冷凝水，气相部分缩机，加压后的物料被送入冷箱中。在冷箱中，物料中的绝大部分氢气以及 70%的甲烷和少量乙烷被分离出

36、来，剩余的液相物料被送入精馏单元，在精馏单元中生产聚合级丙烯产品，而被分离出的丙烷则循环到反应器继续反应。(4) FPDH 工艺是 Linde 公司与 BASF 公司合作开发的，采用的也是多管固定床工艺，反应器由 3 个平斤反应器，采用周期性操作的方式运行。反应器进行化的反应后，再进行 3 h 的再生操作。PDH 工艺使用 Pt-Sn/Zr 化催化剂，该催化剂由 BASF 公司开发，反应温度为 600，操作压力 0.15 MPa。PDH 工艺也使用水蒸汽作为反应稀释剂，并且催化剂再生操作时同样也使用水蒸汽对催化剂进行处理。反应后的高温混合气经过压缩及低温冷却后进入精馏单元生产聚合级丙烯产品同时

37、回收未反应的丙烷。该工艺具有产量高、装置体积小，动力消耗低，投资少的优点。(5) FBD 工艺是 Snamprogetti 公司在俄罗斯开发的流化床脱氨制异了帰的基础上发展起来的，其技术核也是流化床反应-再生系统，反应和再生分别在不同的流化床中完成。FBD 工艺采用了直径小于 0.1mm 的 Cr2O3/Al2O3 小球作为催化剂，在空速1001000 h-1，温度 560580，压力略高于大气压的条件下反应，采用了气固逆流的进料方式。催化剂通过两套管在反应器和再生器之间循环，催化剂再生采用液化气作为加热源加热空气，热空气进入再生器烧焦，烧焦产生的高温可使再生器的温度高达 700上，但送部分热

38、量可随催化剂的转移进入反应器而实现能量回收，供给吸热的脱氨反应使用。催化剂在再生器的停留时间约为 40 min。这套工艺的优点是设备以及催化剂投资较低，便于烧焦热量回收，并且适用于不同规模的脱氨装畳。本设计采用 Aspen Plus 化工流程模拟软件，对丙烷脱氢分离工艺流程进行模拟，确定各分离单元的操作参数，不同操作压力下丙烷脱氢分离工艺各单元的能耗，为丙烷脱氢装置的优化运行和过程设计提供依据。丙烷进入原料预处理器，原料预处理器出来的更度与催化剂混合后依次进入 4 个脱氢反应器，反应产物经气液分离器脱乙烷塔处理后，丙烯从塔顶馏出。丙烷脱氢工段如图 3-4 所示：图 3-4丙烷脱氢制丙烯工段模拟

39、流程图（2）丙烯氢甲酰化工段1) U.D.J.法液相循环生产工艺U.D.J.联合开发的液相循环法（即第四代低压铑法）于 1984 年投入工业化应用，反应器由两台并联操作改为两台串联操作，反应器内只进行生成醛的反应，而醛的分离在反应器行，即反应混合物以液相方式离开反应器，经闪蒸和蒸发后，产物和催化剂分离，催化剂则循环回反应器。这种系统不仅反应器容易控制，提高反应速率约 1617%，而且可以使反应器液位由原来的 50%提高到90%，丙烯转化率可提高约 5%。图 3-5U.D.J.法液相循环工艺流程图1，2反应器；3除沫器；4闪蒸槽；5蒸发器；6压缩机；7分离器；8缓冲槽；9汽提塔；10稳定塔；11

40、异构物塔液相循环工艺的流程见图 3-5。经过净化的原料丙烯和气进入反应系统，新鲜丙烯进入第一反应器，而气同时进入两应器。第一反应器反应热的移出方式以外循环冷却为主，兼有内部盘管调节温度，第二反应器则仅采用内部冷却盘管控制反应温度。从反应器出来的反应生成物进入闪蒸槽，闪蒸后得到的气体经雾沫分离器、冷凝器和气液分离器后，用压缩机加压后循环回第一氢甲酰化反应器，而进入汽提塔，用气汽提出溶解在中的气体，然后进入稳定塔，该塔塔顶气体和汽提塔塔顶的气体均循环回反应器。2) Ruhrchemi改性铑法工艺由德国 Ruhrchemie 公司和法国 Rhone-Poulenc 公司联合开发的改性铑工艺于 198

41、4 年投入工业生产。该工艺使用的催化剂因含有亲的磺化三苯基瞵钠，故称为水溶性催化剂，而其他改性铑工艺均为油溶性的催化剂，这就导致Ruhrchemi工艺催化剂体系中产物醛的分离与前述工艺有较大的不同。该工艺流程见图 3-6。图 3-6Ruhrchemi改性铑法工艺流程图1，2，3反应器；4，6压缩机；5分离器；7滗析器；8汽提塔；9异构物塔该工艺反应器由三台串联操作，丙烯与气（新鲜气和循环气）并联进入反应器，其停留时间依次为 2.5 h、1.25 h 和 1.25 h。在第一应器中，丙烯的转化率为全部单程转化率的 65%（占丙烯进料的 83.6%），其后的两台转化率为 25%和 15%。由于特殊

42、的反应器结构和水溶性催化剂体系，反应器内部存在有气相、水相和有机相，并在反应产物离开反应器前已将上述各项进行分离，未反应的丙烯循环回反应器，催化剂留于水相中不离开反应器，而生成物醛从反应器侧上部出料后，直接进入气液分离器，分出的气体与汽提塔塔顶尾气一并经压缩机循环回氢甲酰化反应器，而液相进入滗析器进一步进行相分离，以回收有机相中夹带出来的少量催化剂。自滗析器出来的有机相进入汽提塔，用气将溶解在产物醛中的气相脱除。3) 改进工艺及说明通过仔细U.D.J.法液相循环工艺和 Ruhrchemi改性铑法工艺发现两者都各有一些值得借鉴的巧妙设计，于是吸收了两家之长，并对可以改进的地方做了修改。本设计参考

43、 U.D.J.法的原料气进料方式，新鲜丙应器。U.D.J.法和烯进入第一应器，经过净化的气同时进入两Ruhrchemi采用了汽提塔，为了稳定产物组成，U.D.J.法还采用了稳定塔，故本设计亦采用汽提塔和稳定塔。不同的是，本设计增加了一座丙烯吸收塔，因为 U.D.J.法中自 3-除沫器出去的气体中丙烯的含量比较高，经冷凝后直接驰放会浪费比较多的丙烯，没有很好地回收利用；而 Ruhrchemi法同样存在没有对排放气有效回收的问题，故增加一座丙烯吸收塔，用稳定塔采出的小股釜液吸收气液分离器排除的气体中的大部分丙烯，计算结果表明丙烯的吸收率能达到96%，提高了丙烯的吸收率，具有明显的经济性。最终，本项

44、目确定的生 产的第二工段示意图如图 3-7。图 3-7丙烯氢甲酰化工段模拟流程图来自管道的 40、120 kPa 的气，经压缩机六级压缩后分为两股分别进入两应器，来自丙烯储罐的 25、2066 kPa 的丙烯液体加压到 3120 kPa 并汽化加热到 80，之后进入 1#反应器，来自催化剂储罐的新鲜催化剂分两股进入两应器。2#反应器中未反应的气体经冷却气液分离罐后，反应液回反应器，含有可回收丙烯的气体送丙烯吸收塔，反应器出料经冷却后送滗析器静置分层，催化剂溶液循环回两应器，少量回催化剂储罐。滗析器分出的有机相和来自丙烯吸收塔的吸收液混合送汽提塔，用气汽提分离出溶解的丙烯后进 1#反应器。汽提塔

45、釜液经加热后送稳定塔以脱去轻组分气体塔底分出少量釜液送丙烯吸收塔用以吸收丙烯，剩下的含水粗送第三工段脱水。（3）异辛醇生产工段1）粗脱水除 Ruhrchemi改性铑法外，其他改性铑使用油溶性催化剂，油溶性催化剂与的分离是个难题，而水溶性催化剂与分离相对来说容易些，但与水会形成共沸物，经过滗析器后不能消除剩余含水对产品纯度的影响，故本设计采用非均相共沸精馏双塔流程对和水的共沸物进行分离以脱出水分，经过模拟计算完全可行。脱水双塔流程如下图所示。来自第二工段的含有少量水（4.7% wt.）的粗进入精馏塔，塔顶采出和水的共沸物，经冷凝后在倾析器中分层，水的溶液回流至精馏塔，的水溶液进入脱水塔，塔釜采出

46、含水量很低的粗送第三工段；脱水塔塔顶采出和水的共沸物，在倾析器中分层，水的溶液返回精馏塔塔顶进料，的水溶液回流至脱水塔，塔底分出的水送污水中转站。来自第二工段的含有少量水（4.7% wt.）的粗出和水的共沸物，经冷凝后在倾析器中分层，水的进入精馏塔，塔顶采溶液回流至精馏塔，的水溶液进入脱水塔，塔釜采出含水量很低的粗送第三工段；脱水塔塔顶采出和水的共沸物，在倾析器中分层，水的溶液返回精馏塔塔顶进料，的水溶液回流至脱水塔，塔底分出的水送污水中转站。2）加氢工段加氢丁醇工业化工艺路线主要有气相法和液相法两种。 液相加氢法液相加氢反应采用多段绝热固定床反应器，由于液相热容量较大，反应器内不用设置换热器

47、。根据反应条件，段间设置换热器移走反应热，防止醛的缩合反应。BASF 公司曾经采用过高压液相加氢，加氢的压力为 25.33 MPa。高压加氢的唯一优点是氢气耗量较少，所用的液相加氢催化剂为 70% Ni、25% Cu、5% Mn，该催化剂要求氢气分压不低于 3.5 MPa，所以总压高时，尾气的氢气浓度可降低，氢耗少。但采用该高压工艺，原料氢气必须高压压缩，电耗大、设备费用大，目前已经被淘汰。BASF 公司和三菱化成工艺中醛的加氢采用中压液相加氢工艺，加氢压力为 4.05.0 MPa，加氢反应器形式采用填充床，反应温度为 60190。 气相加氢法气相加氢法由于操作压力相对较低， 工艺设备简单而被

48、广泛应用。目前，辛醇装置上大多采用铜系催化剂气相加氢工艺。如 U.D.J 联合工艺工业中采用低压气相加氢，压力为 0.590.69 MPa。气相加氢反应采用等温列管式反应器， 反应过程中产生的热量一部分由过量的氢气带走， 另一部分由壳程的冷却水产生低压蒸气。反应过程一般采用 2 台固定床反应器串联加氢。和其他过程的固定床反应器一样， 加氢催化剂在使用一段时间后， 通常 912 个月，由于催化剂表面积炭和其他残渣的沉积， 催化剂的有效比表面积降低， 活性下降， 需要进行催化剂的再生和活化处理。再生时一般采用高温空气和蒸气使催化剂表面的杂物氧化烧掉，再用氢气还原。再生的时间为 1624 h，温度为

49、 200 350， 压力为 0.39 MPa。3）加氢方案选择及说明由于目前工业辛醇装置大多采用铜系催化剂气相加氢工艺，该工艺操作压力相对较低，工艺设备简单，故本设计采用气相加氢法，加氢反应器采用等温列管式反应器，温度控制在 120144。加氢催化剂选择铜锌催化剂，因为铜锌催化剂具有污染小、长、机械强度高的特点，相对镍系催化剂铜锌催化剂中铜作为活性组分，氧化锌起载体和助剂作用，反应可在较低的压力( 0.40.6MPa)下进行，操作简单。操作参数等列于表 3-4。联碳公司生产的 G66-B-1 型催化剂的具体性能和表 3-4 G66-B-1 型催化剂性能和操作参数表加氢工段流程是液分离罐分出的富

50、氢气体小部分作为驰放气送至第五工段（残液回收工段）用吸收的方式回收其中的丁醇，剩下的富氢气体与新鲜氢以及来自膜分离单元的氢气混合后经压缩加压加热后从蒸发塔塔底进料，另外采用强项目指标1外观黑色圆柱2规格6.56.53堆积密度/kgL-11.294比表面积/m2g -13668.95孔容/mLg -10.160.226强度2507CuO质量分数：29.2%8ZnO质量分数：53.52%9Al2O3质量分数：2.39%10其他元素Ca、Ni11温度/11516012压力/MPa0.50.613氢醛摩尔比1015:1制循环加热的方式使来自第三工段的粗汽化后与氢气混合，再经预热器加热到 120后进入加

51、氢反应器反应，反应气体冷却至 45后进气液分离罐，分出的粗丁醇液体送第四工段分离。加氢反应器采用等温列管式反应器，反应过程中产生的热量一部分由过量的氢气带走，另一部分由壳程的 120加压饱和水通过相 变产生低压蒸气移走。采用这种移热方式可以将床层温度有效控制在 120左右，热点温度控制在 144，保证反应器的安全稳定操作。最终，本项目确定的生产异辛醇的第三工段示意图如下。图 3-8 异辛醇生产工段模拟流程图（4）异丁醇生产工段1）常规丁醇精制工艺丁醇的精制在不生产异丁醇时，一般采用两塔流程，而在生产异丁醇时，采用三塔流程，见图 3-9。来自气相加氢的丁醇粗产物首先进入预馏塔，将反应生成的二丁醚

52、和其他轻组分由塔顶脱除，该塔的操作压力为 0.12 MPa，塔顶温度95，塔底温度 125。由于粗进料中含有部分水，故体系中存在由醚-丁醇-水组成的共沸物，此混合物上升至塔的顶部被冷凝后，一部分回流，另一部分经过滗析器分层，所生成的有机相送辛醇装置专门设置的分批精馏系统以回收丁醇（此部分图中未示出）。图 3-9 常规丁醇生产流程图1，3汽化器；2，4反应器；5压缩机；6气液分离器；7预馏塔；8重组分塔；9异构物塔从预馏塔塔釜采出的物流进入重组分塔，该塔的操作压力同样为 0.12 MPa，顶部温度 120，塔底温度 130。从塔顶出来的气相物流经冷凝后大部分回流，小部分循环回预分馏塔，重组分自塔

53、底采出，混合醇自塔侧线流出后进入正丁醇/异丁醇塔，该塔的操作压力为 0.15 MPa，塔顶温度为 80，塔釜温度为 102，塔顶采出异丁醇产品，塔釜采出正丁醇产品。 丁醇精制方案选择及说明本项目同时生产有正丁醇和异丁醇，按常规的精制工艺应采用三塔流程，即脱轻塔（预镏塔）、脱重塔和异构物塔，但根据模拟计算，由于第三工段的两塔已将水脱到可忽略影响的浓度，此处不会形成丁醇、轻组分和水的共沸物，且通过设置合理条件，气液分离器中的氢气分离较彻底，所以完全可以省掉预镏塔，只保留脱重塔和异构物塔。由于异构物塔分离的正异丁醇沸点接近，相对挥发度很小，分离难度较大，异构物的塔板数很多，塔负荷很大，故本设计将其改

54、造为热泵精馏塔，节省了大量能耗，经济性明显。的丁醇精制模拟流程如下图所示。丁醇精馏塔（脱重塔）和异构物分离塔均为常压操作，脱重塔塔顶温度117.8，塔底温度 129.0，塔顶采出质量分数 0.999 的正异丁醇，塔底采出质量分数 0.370 的丁醇重组分溶液，送第五工段回收丁醇。脱重塔的塔顶液体送异构物塔分离，同时将第五工段隔壁精馏塔采出的不合格正异丁醇送异构物塔，最终分出优等品正丁醇（0.995GB/T 6027-1998）和优等品异丁醇（0.9933270-2002）。HG/T图 3-10异丁醇生产工段模拟流程图（5）残液回收工段图 3-11残液回收工段模拟流程图来自第三工段和第四工段的重

55、组分废液经冷却后从废液吸收塔顶进料，用于吸收第三工段加氢尾气中的异辛醇、异丁醇，塔顶气体送氢气膜分离单元提纯得到加氢用的氢气循环回第三工段，吸收液送入隔壁精馏塔分离，塔顶得到异丁醇（0.935）送异构物塔，第 8 块塔板进料，塔底得到辛烯醛（0.990）送辛烯醛储罐，侧线采出正丁醇（0.982）送异构物塔，第 53 块塔板进料。增加废气液回收处理工段能达到三个目的：回收了废气液中的有用组分，增加了产品产量；提高了第三工段加氢尾气中氢气的纯度，有利于后续的氢气膜分离操作，使膜分离得到度加氢氢气变得更加容易；3）使用了先进的隔壁精馏技术分离三组分，节省设备投资和能量消耗。（6） 氢气膜分离单元气体

56、膜分离技术是一种新型的化工分离技术。由于它具有能耗低、投资省、占地面积小和使用方便等特点，现已在和化工工业中得到广泛的应用。 在气体膜分离技术中，氢气分离膜占有很大的。到目前为止，氢气膜分离技术是开发应用得最早，技术上最成熟，取得的经济效益十分显著的气体膜分离技术。本设计设置氢气膜分离单元主要是考虑回收大部分加氢尾气中的氢气，因为加氢尾气本身有一定的压力，且经过第五工段吸收丁醇后浓度得到提高，达到了86.1%（wt.），所以利用膜分离的方法回收氢气能收到很好的经济性。本设计的氢气膜分离单元示意如下图。经过第五工段吸收后的加氢尾气送入氢气膜分离装置，回收 70%纯度达 99.9%的氢气循环回第三

57、工段用于加氢，减少了新鲜氢气的补充量，节省了生产成本，非渗透气送燃气总管作燃气。图 3-12 氢气膜分离单元示意图第四章 项目节水概况4.1 设计原则本项目根据水法、 节约能源法等法律、标准，将工艺生产过程设计与节能设施综合考虑，选用先进、成熟、可靠的节能新工艺、新技术、新设备及新材料（包括新催化剂、新溶剂等），以提高工艺过程中能源的转换和利用效率，减少能源消耗。并对工艺流程、操作条件和自控方案应进行系统节能优化，并选用节能型设备；节能措施的采用应考虑投资效益。4.2 设计背景4.2.1 中国水资源现状中国水资源总量丰富，但人均水资源占有量仅相当于世界人均水资源占有量的 1/4，位列世界第 1

58、21 位，是600认定的“水资源紧缺”国家。在多个城市中，有 400 多个城市存在供水不足的问题，其中缺水比较严重的城市有 110 个不均。占城市缺水年总量达 60 亿立方米。水资源在面积三分之一的长江以南地区拥范围的分布严重有五分之四的水量，而面积广大的北方地区只拥有不足五分之一的水量，其 中西北内陆的水资源量仅占的 4.6。中国水资源分布图如图 4-1 所示。图 4-1中国水资源分布图我国多年平均降水量约 6 万亿立方米，其中 54即 3.2 万亿立方米左右通过土壤蒸发和植物散布又回到大气中，余下的约有 2.8 万亿立方米绝大部分形成了地面径流和极少数渗入。这就是我国拥有的淡水资源总量，这

59、一总量低于巴西、俄罗斯、和尼西亚，居世界第六位。但因人口基数大，人均拥有水资源量是很少的，仅为 2200 立方米，占世界人均占有量的四分之一。，我国人口在 2030 年将进入时期，届时人均水资源量大约只有 1750立方米，中国将成为严重缺水的国家。干旱缺水已成为制约中国经济社会发展的最重要之一668 座城市中有 400 多座缺水，日缺水量达 1600 万立方米，每年就影响工业产值达 2300 亿元。此外，伴随着主要河流下游及干流普遍出现的断流和水位的大幅度下降，还引起了如沙尘暴频发等生态环境的问题。为了改变这些现状，中国投资 4860 亿，于 2002 年底启动“南水北调工程”，计划用 6 到

60、 8 年时间，分别建设东、中、西三条输水干渠，连接长江、淮河、和海河四大水系，向北方“注水”。人们期望这项工程能发挥巨大作用，但资源部，“不节约用水，南水北调也难以根本解决缺水问题”。图 4-2 世界主要国家人均水资源量水是人类生存、生活、生产和维持良好的生态环境不可缺少的基本条件，还是地球上一种重要的自然资源，它的多种功能其他资源无法替代的，包括生命支持功能，生产支持功能，环境功能，此外，发电、航运、景观和自然美等。虽然水是可更新的资源，但随着中国经济的发展，中国水资源状况不容乐观。因此应该做到节约用水，减少水资源的浪费。21 世纪被称为水的世纪，中国水务行业迎来了前所未有的发展机遇。据，中