年产万吨高品质庚烯的工艺流程优化设计课件

1、年产2.7万吨高品质庚烯的工艺流程优化设计 设计者：伍沛亮 周传华指导老师： 李秀喜 副研究员1 项目概述2 项目设计任务及设计方案的选择3 生产工艺设计与优化4 过程模拟与可行性分析1 项目概述随着经济全球化的发展，石油产品的市场需求量迅速提高，相关石油化学品物价上涨。庚烯是重要的石油产品，其应用范围很广泛。本论文以丙稀与丁烯为原料，采用Dimersol法共聚制备庚烯，并采用Pro作为辅助手段对工艺流程进行了优化，获得纯度高于99.9的庚烯产品。通过对项目建设投资、原料与燃料动力费等的经济衡算，其投资回收期为两年，资金在很短的时间内可以回收，低于行业的基准投资回收期的要求，所以该项目具有很大

2、的可行性庚烯的特点及应用庚烯作为重要的石油产品，在工业快速发展的今天，其应用范围非常广泛，主要有：（1）生产高级醇原料。以-烯烃羰基合成法和有机铝合成法生产庚醇，主要用于生产增塑剂。（2）生产庚酸。用-烯烃羰基氧化法合成庚酸，主要用于塑料和精细化工方面。（3）作为汽油添加剂。庚烯可以作为汽油的添加剂以提高辛烷值。（4）生产聚乙烯添加剂。在聚乙烯生产过程中加入31-丁烯、1-己烯或1-庚烯单体，可以极大地改善聚乙烯地性能。庚烯生产工艺简介庚烯的合成方法有：石蜡热裂解法、正构烷烃脱氢法和低分子烯烃共聚法。丙稀丁烯共聚法 以丙稀丁烯为原料，在催化剂和较温和条件下共聚反应生产高级-烯烃。丙稀丁烯共聚法

3、工艺的特点是：反应条件温和、生产高效、产品品质高，符合高要求、能耗少等。石蜡热裂解法石蜡热裂解法主要是在高温催化条件下进行，链引发靠C-C键断裂，链延续靠生成自由基与原料相互作用。存在反应主要有裂解、叠合、缩合、异构、环化等，生成低分子烯、双烯、芳烃焦油等。原料为C20-C40石蜡平均分子量270-500，熔点28-70。正构烷烃脱氢法氢正构烷烃脱氢法其特点是：贵金属催化氢氛脱氢选择性可以达到90、产物以高纯度直链内烯烃为主、产品纯度高，选择性好、单程转化率低，能耗高、不能生产高纯度符合单体共聚要求的高级-烯烃。2.项目设计任务及设计方案的选择原料 考虑原料的价格问题，本工艺采用的丙稀与丁烯原

4、料分别为纯度较低的催化裂解产物，其组成分别为（摩尔百分比）： 原料丙稀成分：丙烯95.23 ，丙烷 4.77原料丁烯成分：已丁烷18.38 ，正丁烷21.83， 异丁烯5.67， 正丁烯55.73 ，正己烯0.09产品要求 不同纯度的庚烯价格差异很大，纯度越高则价格越高，本项目设定的分离目标为获得纯度为99.9的庚烯产品，庚烯产量达到年产27000吨/年的生产规模，并在达到生产要求的同时，提高副产品的纯度和产量。原料和产品的市场调研 2007年12月国内工业丙烯（丙烯95.23、丙烷4.77）价格8500-10000元/吨，工业丁烯（已丁烷18.38、正丁烷21.83、异丁烯5.67、正丁烯5

5、5.73、正己烯0.09）价格5500-7000元/吨；高纯庚烯价格为12000-13500元/吨，高纯己烯价格为10000-11500元/吨。由于近期石油价格变动较大（达每桶92美元，并有继续上涨的趋势），所以本设计的原料与产品的价格也有很大波动，不考虑价格方面的影响，我们采用如下价格：丙烯价格为9000元/吨，丁烯价格为6000元/吨，高纯庚烯（纯度大于99.5）价格为13000元/吨，高纯己烯（纯度大于99.5）价格为11000元/吨，高纯辛烯（纯度大于99.5）价格约为9000元/吨，高纯癸烯（纯度大于99.5）价格约为7000元/吨，液化石油气（含C4较多）价格约为5500元/吨。设

6、计方案选择 通过对上述各合成方法的分析，综合成本和技术因素，发现采用低分子烯烃共聚法中的Dimersol法来合成庚烯的可行性高，为此对其进行过程设计、分析模拟和优化都具有重大的实际意义。本设计项目中原料和产品体系复杂，含有的化学成分较多，后期分离工作是重中之重。反应原理本反应属于烯烃之间的加成反应，尽管目前仍没有明确的动力学方程，但反应过程已基本确定，具体的反应方程有：主反应: C3H6+C4H8 C7H14 （2-1）副反应： C3H6+C3H6 C6H12 （2-2） C4H8+C4H8 C8H16 （2-3） C3H6+2C4H8 C11H22 （2-4）由于体系中存在的副反应较多，为了

7、得到较多量的主要产物，应将转化率和选择性综合起来考虑： 反应条件的选择 反应催化剂的选择催化剂的选择是设计的一个难点，通常采用的是气固相催化反应，但本试验的反应物均以气态进料，对催化剂的形态和选择性都有一定的要求。本设计大胆尝试了新型催化剂有机金属在为了减少副产物的生成，本反应体系中选择分子筛催化剂进行反应。反应催化剂的选择催化剂的选择是设计的一个难点，通常采用的是气固相催化反应，但本试验的反应物均以气态进料，对催化剂的形态和选择性都有一定的要求。本设计大胆尝试了新型催化剂有机金属在为了减少副产物的生成，本反应体系中选择分子筛催化剂进行反应。反应气的组成配比尽管主反应的方程式中丙烯和丁烯的摩尔

8、比为1：1，但作为反应物的丙烯和丁烯，它们大多数来源于石油的精练，纯度不高，含有的杂质多，且反应中有多种副反应的发生，丁烯的需求量将比丙烯大。此外，从市场来源和价格方面分析，为了保证一种原料丙烯在理论上都可以转化完全，从而选择了丙烯和丁烯进料的摩尔流率比约为2：3。这样即可以提高产品的收率，又减轻后期分离工作的负担。反应工艺的选择由于年产量大，反应过程需要逐步进行，若采用间歇法会导致流程中热量传送及过程控制的问题。选择连续式工艺，在保持各股物流的流量一定时，不但使试验中操作易于自动控制，且可充分使用设备资源，增加年产率和经济效益。 流程分析与设计 低级烯烃二聚和共二聚制备高级烯烃反应的条件取决

9、予所用的催化剂，在通常采用的温度和压力范围内，反应没有热力学的限制；但是共二聚反应的速度较低，因此丙烯与丁烯共二聚时，适宜采用分批向反应器内加料的方式，以防止三聚反应的发生。反应过程放热，因此要提供高效的换热设备来移除反应热。原料以液态形式进料，催化剂用己烯包裹后和反应物流一起进入反应器中。所设计的反应器必须要耐压，为了使反应充分，与催化剂的接触时间长，可以采用多股进料，在反应器上设计5个进料口，让原料平分5等份进入反应器，这样可以提高丙烯的转化率。通过文献的查询，以及建立在对以前同学项目设计的理解上，我们根据提出的BFD图得到1-庚烯合成的CFD流程图3.生产工艺设计与优化图1庚烯合成的CF

10、D流程图 设计采用的原料和反应后产物的摩尔比与摩尔流量如下：组成丙烯原料摩尔组成丙烯摩尔流量Kmol/hr丁烯原料摩尔组成丁烯摩尔流量Kmol/hr反应后产物摩尔流量Kmol/hr丙烷(C3H8)4.774.014.01丙烯(C3H6)95.2380.002.00异丁烷(C4H10)18.3839.5839.58正丁烷(C4H10)20.1343.3443.34异丁烯(C4H8)5.6712.2112.21正丁烯(C4H8)55.73120.0053.24己烯(C6H12)0.090.2018.60正庚烯(C7H14)35.20正辛烯(C8H16)9.78癸烯(C11H22)6.00表1反应系

11、统主要物流的流量与组成表 4.过程模拟与可行性分析图2 Pro模拟1-庚烯合成流程图反应器与换热器的模拟 反应器的模拟是运用“Conversion Reactor”，根据表3中各个反应的选择性进行设定的，采用常温25进料，保持反应器45、8.5bar的状态，同时采用分离塔塔顶物流为热源，可以对进料进行预热，温度可以达到6575，这里取换热器出口温度为70。 图3 Pro模拟反应器部分流程图 分离塔的模拟与优化 分离塔T1 目的：将C4 及更轻组分与重组分分离。关键组分：己烯与正丁烷优化分离要求：塔顶正丁烷的回收率大于99.8，塔底己烯的回收率大于99.4%分离塔T2目的：将己烯与其他重组分分离

12、。关键组分：己烯与庚烯优化分离要求：己烯纯度为99.6，塔釜已烯的百分含量小于0.0001采用Pro8.0化工设计软件，通过简化法找到T1的理论塔板数及回流比， 分离塔T3目的：将庚烯与催化剂及重组分分离。关键组分：庚烯与辛烯优化分离要求：庚烯产品纯度达到99.9%，塔底辛烯的回收率大于99.4采用Pro8.0化工设计软件，通过简化法找到T1的理论塔板数及回流比 分离塔T4目的：将重组分中的辛烯与癸烯分离。关键组分：辛烯与癸烯优化分离要求：辛烯产品纯度达到99.2%，塔底辛烯的纯度达到99.6采用Pro8.0化工设计软件，通过简化法找到T1的理论塔板数及回流比， 简化法求初值总塔板数进料板R/

13、RminM/Mmin回流比2661.2502.4550.4342461.3752.3160.4772361.5002.1980.5212251.6252.0960.5462151.7502.0080.607总塔板数进料板R/RminM/Mmin回流比42171.2501.9355.65938161.3751.7386.22535151.5001.6336.79134141.6251.5627.35732131.7501.5057.923总塔板数进料板R/RminM/Mmin回流比51181.2501.9983.01546171.3751.8043.31743151.5001.6743.6184

14、1151.6251.6043.92040141.7501.5474.221总塔板数进料板R/RminM/Mmin回流比3191.2502.1931.1972881.3752.0111.3172681.5001.8701.4372571.6251.7571.5562471.7501.6831.676分离塔T1分离塔T2分离塔T3分离塔T4进料板、回流比、热负荷的优化进料板数塔顶回流比再沸器热负荷MKcal/hr冷凝器热负荷MKcal/hr 100.27501.4295-0.8951110.27501.4296-0.8951120.26141.4200-0.8856130.26321.4213-0

15、.8868140.28291.4351-0.9007150.35851.4882-0.9537160.58461.6469-1.1125171.15732.0492-1.5146182.60253.0636-2.5292196.73815.9672-5.4328表2 分离塔T1进料板位置优化进料板数塔顶回流比再沸器热负荷MKcal/hr冷凝器热负荷MKcal/hr108.32190.9690-1.0960117.47230.8691-0.9961127.03290.8174-0.9444136.82590.7931-0.9201146.77520.7871-0.9141156.84310.79

16、51-0.9221167.01450.8153-0.9423177.28530.8471-0.9741187.66100.8913-1.0183198.16200.9502-1.0772表3分离塔T2进料板位置优化进料板数塔顶回流比再沸器热负荷MKcal/hr冷凝器热负荷MKcal/hr 152.50000.8532-0.8613162.50000.8531-0.8613172.50000.8530-0.8612182.50000.8531-0.8612192.50000.8531-0.8612202.50000.8531-0.8612212.50000.8532-0.8612222.5000

17、0.8531-0.8611232.50000.8531-0.8611242.50000.8531-0.8611表4分离塔T3进料板位置优化进料板数塔顶回流比再沸器热负荷MKcal/hr冷凝器热负荷MKcal/hr 121.45310.2343-0.1654131.24610.2203-0.1515141.10990.2111-0.1423151.02020.2051-0.1362160.96990.2017-0.1328170.96540.2014-0.1325181.04480.2067-0.1379191.28610.2230-0.1542201.81050.2583-0.1895212.

18、87350.3300-0.2612表5分离塔T4进料板位置优化过程模拟与优化表6 分离塔T1的主要物流参数PropertyValueValueStream NameS3S4Stream DescriptionPhaseLiquidLiquidTemperature47.635165.802Pressure/ bar6.0006.200Flowrate/ kg-mol/hr154.45069.483CompositionFluid Rates/ kg-mol/hrFluid Rates/ kg-mol/hrPROPANE0.0264.01000.0000.0000PROPENE0.0132.00

19、000.0000.0000IBUTANE0.25639.56970.0000.0003BUTANE0.28143.33300.0000.0069IBTE0.07912.19970.0000.00031BUTENE0.34553.23840.0000.00161HEXENE0.0010.09890.26618.49411HEPTENE0.0000.00010.50735.19991OCTENE0.0000.00000.1419.78001UNDECEN0.0000.00000.0866.0000表7分离塔T2的主要物流参数PropertyValueValueStream NameS5S6Stre

20、am DescriptionPhaseLiquidLiquidTemperature/ C103.548148.599Pressure/ bar3.0003.200Flowrate/ kg-mol/hr18.55850.925Compositionmolar-fractionFluid Rates/ kg-mol/hrmolar-fractionFluid Rates/ kg-mol/hrPROPANE0.0000.00000.0000.0000PROPENE0.0000.00000.0000.0000IBUTANE0.0000.00030.0000.0000BUTANE0.0000.0069

21、0.0000.0000IBTE0.0000.00030.0000.00001BUTENE0.0000.00160.0000.00001HEXENE0.99618.47870.0000.01531HEPTENE0.0040.07000.69035.12991OCTENE0.0000.00000.1929.78001UNDECEN0.0000.00000.1186.0000表8 分离塔T3的主要物流参数PropertyValueValueStream NameS7S8Stream DescriptionPhaseLiquidLiquidTemperature/ C127.219178.203Pre

22、ssure/ bar2.5002.700Flowrate/ kg-mol/hr35.10015.825Compositionmolar-fractionFluid Rates/ kg-mol/hrmolar-fractionFluid Rates/ kg-mol/hrPROPANE0.0000.00000.0000.0000PROPENE0.0000.00000.0000.0000IBUTANE0.0000.00000.0000.0000BUTANE0.0000.00000.0000.0000IBTE0.0000.00000.0000.00001BUTENE0.0000.00000.0000.

23、00001HEXENE0.0000.01530.0000.00001HEPTENE0.99935.04930.0050.08041OCTENE0.0010.03520.6169.74481UNDECEN0.0000.00000.3796.0000表9分离塔T4的主要物流参数PropertyValueValueStream NameS9S10Stream DescriptionPhaseLiquidLiquidTemperature/ C188.564270.854Pressure/ bar5.0005.200Flowrate/ kg-mol/hr9.8006.025Compositionmol

24、ar-fractionFluid Rates/ kg-mol/hrmolar-fractionFluid Rates/ kg-mol/hrPROPANE0.0000.00000.0000.0000PROPENE0.0000.00000.0000.0000IBUTANE0.0000.00000.0000.0000BUTANE0.0000.00000.0000.0000IBTE0.0000.00000.0000.00001BUTENE0.0000.00000.0000.00001HEXENE0.0000.00000.0000.00001HEPTENE0.0080.08020.0000.00001O

25、CTENE0.9929.72000.0040.02491UNDECEN0.0000.00010.9965.9999计算本项目的各产品产量：按照工作时间为 8000hr/a 计算则本项目的产量为：原材料的消耗：工业丙烯 27881.3吨/年工业丁烯 96668.7吨/年产品的产量：液化石油气 70076.683吨/年己烯 12501.114吨/年庚烯 27574.049吨/年辛烯 8789.051吨/年癸烯 7428.294吨/年经济评估将建设投资（不含建设期利息）的估算分为工程费用、工程建设其他费用和预备费三个部分，分别估算。工程费用又分为建筑工程费、设备及工器具购置费和安装工程费三部分。建设

26、投资估算表（单位：万元人民币） 1.1建筑工程费6001.2设备费2815（1）购置2565（2）安装费2501.3基本预备费4601.4涨价预备费1501.5其他建设费用10002建设期利息400合计建设投资5426表10 建设投资估算表（单位：万元人民币）价格泵价格换热器价格罐价格反应器R-101600进料泵P-10115E-101(A/B/C/D/E)75V10110P-102(A/B/C/D/E)75V-10210E-10230分离塔T1340P-103(A/B)30T1冷凝器30T1再沸器30分离塔T2347P-104(A/B)30T2冷凝器15T2再沸器15分离塔T2426P-10

27、4(A/B)30T3冷凝器15T3再沸器15分离塔T2367P-104(A/B)30T4冷凝器15T4再沸器15表11 主要设备估算表（单位：万元人民币）表13 原料与燃料动力费用估算表（单位：万元人民币）序号项目建设期生产经营期1234561原材料费用1.1丙烯购置费27881.327881.327881.327881.327881.3单价（含税）0.90.90.90.90.9数量/吨27881.327881.327881.327881.327881.31.2丁烯购置费58001.2267668.167668.167668.167668.1单价（含税）0.60.60.60.60.6数量/吨9

28、6668.796668.796668.796668.796668.71.3催化剂费用28002800280028002800单价2828282828数量/吨1001001001001002燃料与动力费用30003000300030003000原料与燃料动力合计101849.4101849.4101849.4101849.4101849.4工资与福利费用合计500500500500500500总费用合计50089394.4789394.4789394.4789394.4789394.47表14销售收入与利润分配估算表（单位：万元人民币） 项目合计建设期生产经营期123456生产负荷80%100%

29、100%100%100%产品销售收入485984.94480999.692101249.615101249.615101249.615101249.615庚烯(吨)172062.0528677.0135846.2635846.2635846.2635846.26销售量(吨/年)132355.43522059.23927574.04927574.04927574.04927574.049单价（含税）1.31.31.31.31.31.3液化气(吨)184989.24430833.74038538.87638538.87638538.87638538.876销售量(吨/年)336368.078560

30、61.34670076.68370076.68370076.68370076.683单价（含税）0.550.550.550.550.550.55己烯(吨)66005.8811000.9813751.22513615.6713615.6713615.67销售量(吨/年)60005.3510000.8912501.11412501.11412501.11412501.114单价（含税）1.11.11.11.11.11.1辛烯(吨)37968.7016328.1177910.1467910.1467910.1467910.146销售量(吨/年)4218.7447031.2418789.0518789

31、.0518789.0518789.051单价（含税）0.90.90.90.90.90.9癸烯(吨)24959.0694159.8455199.8065199.8065199.8065199.806销售量(吨/年)35655.8115942.6357428.2947428.2947428.2947428.294单价（含税）0.70.70.70.70.70.7表15 损益和利润分配表（单位：万元人民币） 序号项目合计建设期生产经营期123456生产负荷801001001001001产品销售收入485984.94480999.692101249.615101249.615101249.615101249.6152销售税金及附加20962.2483493.8004367.2504367.2504367.2504367.2503总成本费用429093.4671515.5889394.4789394.4789394.4789394.474利润总额35942.8725991.3127487.8907487.8907487.8907487.8905应纳所得