【催化干气制乙苯工艺设计与计算案例5600字】

第I页催化干气制乙苯工艺设计与计算案例目录TOC\o"1-3"\h\u14550催化干气制乙苯工艺设计与计算案例 1146781.1工艺原理 146671.2工艺路线的选择 2142191.2.1Alkar工艺 2148671.2.2Mobil-Badger工艺 350631.2.3催化精馏工艺 3309001.2.4国内开发工艺 4291851.3工艺方案比选 4213281.4工艺流程简述 5141871.5全流程模拟 6255891.5.1循环水冷却器的模拟 7166341.5.2混合器的模拟 8313451.5.3干气压缩机的模拟 8130961.5.4烷基化反应器的模拟 855291.5.5水洗塔的模拟 8216861.5.6脱非芳塔的模拟 9326401.5.7脱轻塔的模拟 10134251.5.8苯塔的模拟 10278041.5.9乙苯塔的模拟 1167401.6物料衡算 11156031.6.1反应器质量衡算 1116531.6.2全流程质量衡算 13142701.7热量衡算 16工艺原理在分子筛催化剂的催化作用下，气相的苯与干气中的乙烯反应生成乙苯，干气中的乙烯与苯反应生成二乙苯，三乙苯和其他多乙苯。由侧链反应产生的多乙苯在分子筛催化剂的催化作用下也被烷基化为乙苯。由于二甲苯的沸点与乙苯非常接近，所以二甲苯的产生对乙苯产品的分离有很大的影响。与上述烷基化反应一起，在烷基化反应器中发生了一系列副反应。轻烃和其他芳香族化合物是副产物，造成乙烯的不可逆损失，增加了乙苯分离的难度。这些副产品主要是甲苯、二甲苯、正丙苯、异丙苯、丁基苯、甲基乙苯等。根据对几种催化分解干燥气体制乙苯的研究，影响反应的主要因素是温度，苯-烯烃比，压力，催化性能，反应器中干气的空间速度，干气的供应形式。而且，苯的苯浓度越高，干气制乙烯的转化率越高，能够抑制副反应的发生。但是，苯和烯烃的比率太大是指循环装置中大量的苯，增加装置内设备的投资，因此需要适当选择苯和烯烃的比例。工艺路线的选择Alkar工艺Alkar工艺是上个世纪UOP公司开发的气相法生产乙苯法。该过程的优点是在该过程中使用BF3改性Al2O3催化剂。乙苯的制造条件相对温和，乙烯含量在较宽的范围内波动，催化活性和选择性相对良好。该工艺的催化剂具有良好的性能，但催化剂的制备条件相对严格，催化剂的制造成本相对较高，催化剂对乙烯中的杂质气体敏感。一些极性物质如H2S和H2O，容易引起催化剂的失活，影响生产。Alkar工艺的流程示意图：图2-1Alkar工艺流程图Mobil-Badger工艺Mobil和Badge发展了1970年代的Mobil-Badger工艺。同样，工艺的核心是催化剂。使用了ZSM-5沸石催化剂。该过程的优点是催化剂不仅催化烷基化反应，而且使反烃化反应发生。供给气体的乙烯含量在10%～100%的范围内。由此，环境污染和设备腐蚀也得到改善。类似地，如果使用干气制造乙苯，这个工艺的最大缺点是工艺对干气中硫化氢、水、丙烯等杂质的含量有严格的要求。这是因为反应需要在进入反应器之前精制干气。因此，装置能耗和苯耗相对较高，在这个过程中进行气相反应，副产物中的二甲苯含量相对较高。图2-2Mobil-Badger工艺流程图催化精馏工艺用于从干气合成乙苯的催化精馏馏的基本原理是充分利用烷基化过程中释放的热量。1994年CDTech公司开发的催化精馏馏工艺中，烷基化反应塔和分离塔位于一个塔上。在经济方面，自然投资小，有经济利益。而且，这个过程的催化再生周期长，反应条件温和，副产品少，所以非常有竞争力。国内开发工艺为了合理使用国内催化分解和其他过程中产生的乙烯，国内科学研究机构在干气合成乙苯方面也取得了良好的成果。其中最具代表性的是中国科学院大连化物、抚顺石化公司共同开发的一系列催化干气制乙苯技术。根据开发序列，这一系列技术被分成五代。第一代技术是1993年开发的，第一代技术的最大特点是催化剂的强适应性。在第一代工艺中，原理干气被分成四个路径可以直接进入烷基化反应器。两个反应同时由一个反应器执行。反应器的结构简单，工艺流程相对简单。当时，这个为了合理使用国内催化分解和其他过程中产生的乙烯，国内科学研究机构在干式气体合成乙苯方面也取得了良好的成果。其中最具代表性的是泰莲化学工业、中国科学院、富士登石油化学公司共同开发的一系列催化干式气体。根据开发序列，这一系列技术被分成五代。第一代技术是1993年开发的。第一代技术的最大特点是催化剂的强适应性。在第一个工程中，生干气被分成四个路径，可以直接进入烷基化和烷基化反应器。一个反应同时由一个反应器执行。反应器的结构简单，工艺流程相对简单。当时，核反应堆的技术已经属于世界先进水平技术已经属于世界先进水平。工艺方案比选对于不用的技术方案从消耗、转化率、能耗等技术指标进行比较Alkar工艺的优点是工艺简单、成熟，但是对设备的腐蚀严重，导致设备投资维修费用较高。且会产生大量废水，环境亲和力较差，因此后续处理费用较高。此外，本方法为保证产品收率及纯度，需要严格控制反应和设备操作条件，需增大生产规模才能保证一定的经济效益。Mobil-Badger过程的优点是成熟的技术、高选择性、高产量和高产品纯度，同时会有很多副反应，复杂的过程，许多分离装置，增加设备投资，高能耗，经济效益差。催化精馏工艺的关键是要有优良的催化剂，反应过程中高温有利于产物生成，但同时易导致催化剂失活。目前开发的氧化铝催化工艺要求进料为纯的乙烯，故需要对原料气进行分离纯化（脱氢），导致原料成本大幅增高。催化干气制乙苯工艺得到的产品纯度高，虽然本方法催化剂消耗量较多，但其流程简单，产品质量高，因此设备总投资费用低。而且，由于工艺不含强酸性和其他强腐蚀性物质、较少污染、良好的环境亲和力，后续处理成本低。表2-1工艺方案比选表消耗转化率能耗本质环保本质安全流程繁简Alkar工艺低高低设备腐蚀严重产生大量废水一般流程短工艺简单Mobil-Badger工艺高高高对设备无腐蚀对环境污染小安全副反应众多流程复杂催化精馏工艺低较高较高对设备无腐蚀对环境污染小安全工艺流程简单催化干气制乙苯工艺高较低低对设备无腐蚀对环境无污染安全工艺流程简单工艺流程简述图2-3工艺流程图本工艺的流程图如上图所示，经过脱硫后的干气进入T101水洗塔，洗去部分重质烃类后气相送入烷基化反应器R101，液相经膜分离器V101分离出大部分水循环回水洗塔使用。在R101烷基化反应器中乙烯和苯反应生成乙苯和二乙苯，反应后的气体送入T102脱非芳塔，脱除非芳烃类，塔顶气体送入T103脱轻塔，分离出沸点低于甲烷的气体送入火炬用于燃料，塔釜乙烷、丙烷等C2-C6物质送入后续炼化装置，T102脱非芳塔塔釜物流与新鲜苯混合后从T104苯塔塔顶分离出反应剩余的苯继续送入烷基化反应器R101，塔釜送入T105乙苯塔，塔顶得到质量分数为99.9%的乙苯产品，塔釜的多乙苯送回烯烃装置回炼。全流程模拟本工艺中的主要物质为烃类及少量的水和空气，因此模拟时物性方法选取PR方程，所有物质录入信息如下图所示：表2-2Aspen物质录入表序号物质名称英文名分子式1苯BENZENEC6H62甲苯TOLUENEC7H83对二甲苯O-XYLENEC8H10-14乙苯ETHYLBENZENEC8H10-45异丙苯N-PROPYLBENZENEC9H12-16二乙苯1,4-DIETHYLBENZENEC10H14-87三乙苯1,3,5-TRIETHYLBENZENEC12H188水WATERH2O9甲烷METHANECH410乙烯ETHYLENEC2H411乙烷ETHANEC2H612丙烯PROPYLENEC3H6-213丙烷PROPANEC3H814丁烯1-BUTENEC4H8-115丁烷N-BUTANEC4H10-116氧气OXYGENO217一氧化碳CARBON-MONOXIDECO18二氧化碳CARBON-DIOXIDECO219氢气HYDROGENH220氮气NITROGENN2共计调用了10个模块，各个模块的模型及对应名称如下表所示：表2-3aspen模拟模块对应表序号位号名称模块类型1E101循环水冷却器Heater2M101混合器Mixer3P101干气压缩机Compr4R101烷基化反应器RStoic5T101水洗塔RadFrac6T102脱非芳塔RadFrac7T103脱轻塔RadFrac8T104苯塔RadFrac9T105乙苯塔RadFrac10V101膜分离器Sep循环水冷却器的模拟循环水冷却器是将膜分离器分离出的新鲜水冷却至25℃与进料的水混合后重新进入水洗塔循环利用。采用Heater模块进行计算，设定条件为出口温度25摄氏度，计算结果如下表：表2-4循环水冷却器模拟参数表输入条件数值输出结果数值出口温度25℃热负荷-4766001.45kJ/hr出口压力15bar混合器的模拟混合器是仅仅将新鲜水进料与膜分离器分离完成后的回收水进行简单混合，模拟不需要输入任何参数，也无计算参数。干气压缩机的模拟干气压缩机是将上游装置40℃，0.61MPa的干气压缩至1.5MPa，计算结果如下表：表2-5干气压缩机模拟参数表输入条件数值输出结果数值出口压力15bar压缩机功率1136.93kW压缩机类型Isentropic出口温度132.195℃烷基化反应器的模拟烷基化反应器是将乙烯与苯进料发生反应，主反应生成乙苯，同时不可避免的会有重质物（二乙苯等）的生成，反应需要在200℃，14bar的条件下生成。计算结果如下表：表2-6烷基化反应器反应列表反应转化率基准C0.955苯20.01苯表2-10烷基化反应器输入参数表输入条件数值输出结果数值反应温度200℃热负荷-4976779.20kJ/hr反应压力14bar水洗塔的模拟水洗塔是水洗去粗干气内的酸性气体的设备，将新鲜水自塔顶送入，压缩后的干气从塔釜送出，塔没有冷凝器与再沸器，计算结果如下表：表2-7水洗塔模拟参数表输入条件数值输出结果数值总理论级25塔顶温度25℃气体进料26塔釜温度36.7195℃液体进料1塔顶采出量1147.40kmol/hr塔压15bar塔釜采出量4997.76kmol/hr表2-8水洗塔分离效率表组分塔顶分离效率塔釜分离效率H2O0.0004633930.999536607CH40.9999181158.19E-05C2H40.9998753440.000124656C2H60.9999163058.37E-05C3H60.9999599354.01E-05C3H80.9999895181.05E-05C4H814.09E-06C4H1011.15E-06O20.9997830760.000216924CO20.0008962920.999103708H20.9999841981.58E-05N20.9999901779.82E-06脱非芳塔的模拟脱非芳塔是将物质分成比苯更重的以及比苯更轻的物质，反应器出口物料直接送入塔内，塔顶设有冷凝器，塔釜设有再沸器，计算结果如下表：表2-9脱非芳塔模拟结果表输入条件数值输出结果数值总理论级25塔顶温度10.3618688℃进料板数12塔釜温度270.34135℃塔顶采出量986.65kmol/hr塔顶采出量986.650114kmol/hr回流比3塔釜采出量164.999939kmol/hr塔压14bar冷凝器热负荷-135139512.47963kJ/hr再沸器热负荷125852727.371241kJ/hr脱轻塔的模拟脱轻塔是将非芳烃组分分成可以再次回收利用的C3及更重的组分，将更轻的组分送去火炬作为燃料气，塔顶设有冷凝器，塔釜设有再沸器，计算结果如下表：表2-10脱轻塔模拟结果表输入条件数值输出结果数值总理论级30塔顶温度-11.1814℃进料板数17塔釜温度7.3993℃塔顶采出量831.37kmol/hr塔顶采出量831.37kmol/hr回流比2塔釜采出量155.28kmol/hr塔压13bar冷凝器热负荷-26246810.62kJ/hr再沸器热负荷20672040.16kJ/hr苯塔的模拟苯塔是将新鲜苯进料与脱除了非芳烃组分的反应余料分离出苯，重新循环送入烷基化反应器的分离设备，塔顶设有冷凝器，塔釜设有再沸器，计算结果如下表：表2-11苯塔模拟结果表输入条件数值输出结果数值总理论级40塔顶温度198.68℃苯进料板数2塔釜温度270.86℃反应余料进料板20塔顶采出量169.89kmol/hr塔顶采出量169.88kmol/hr塔釜采出量164.10kmol/hr回流比3冷凝器热负荷-15360991.68kJ/hr塔压14bar再沸器热负荷19844228.21kJ/hr乙苯塔的模拟乙苯塔是将产品乙苯与重质物（二乙苯）分离的分离设备，塔顶设有冷凝器，塔釜设有再沸器，计算结果如下表：表2-12乙苯塔模拟结果表输入条件数值输出结果数值总理论级25塔顶温度135.65℃进料板15塔釜温度175.90℃塔顶采出量162.415kmol/hr塔顶采出量162.40kmol/hr回流比1.7558塔釜采出量1.7031kmol/hr塔压1bar冷凝器热负荷-8145507.57kJ/hr再沸器热负荷2392547.32kJ/hr物料衡算本设计利用AspenPlusV11.0软件对全流程进行了物料衡算与能量衡算，所有塔设备均采用严格计算模型（Radfac），在设计过程中通过对系统整体或者局部进行物料衡算，可以得出在该项目中要转化为目标产品所需的原料消耗量以及其中损失情况。反应器质量衡算R101烷基化反应器是将乙烯与苯通过烷基化转化为乙苯的反应器，其中还伴随着多乙苯的，生成，乙烯随着干气进入反应器，其进出口物流的组成如下表所示：表2-13反应器进出口物料衡算表物流名单位洗涤后干气苯进料反应器出料相态气相液相气相温度C25.00198.69200.00压力bar15.0014.0014.00相对分子质量18.1978.1129.65摩尔流量kmol/hr1147.40169.901151.65苯kmol/hr0.00169.905.95乙苯kmol/hr0.000.00162.25二乙苯kmol/hr0.000.001.70水kmol/hr2.320.002.32甲烷kmol/hr272.290.00272.29乙烯kmol/hr165.960.000.32乙烷kmol/hr124.080.00124.08丙烯kmol/hr22.890.0022.89丙烷kmol/hr2.430.002.43丁烯kmol/hr2.660.002.66丁烷kmol/hr2.570.002.57氧气kmol/hr7.130.007.13二氧化碳kmol/hr21.040.0021.04氢气kmol/hr351.080.00351.08氮气kmol/hr172.950.00172.95质量流量kg/hr20872.8413271.2434144.08苯kg/hr0.0013271.24464.49乙苯kg/hr0.000.0017225.79二乙苯kg/hr0.000.00228.04水kg/hr41.740.0041.74甲烷kg/hr4368.250.004368.25乙烯kg/hr4655.940.008.86乙烷kg/hr3731.100.003731.10丙烯kg/hr963.150.00963.15丙烷kg/hr106.980.00106.98丁烯kg/hr149.450.00149.45丁烷kg/hr149.450.00149.45氧气kg/hr228.260.00228.26二氧化碳kg/hr925.920.00925.92氢气kg/hr707.740.00707.74氮气kg/hr4844.870.004844.87进口质量相加等于出口物质质量，反应器质量守恒。全流程质量衡算全流程共有三股进料，分别为新鲜苯进料、干气进料、洗涤水进料，总计五股出料，分别为膜分离器废水、脱轻塔塔顶燃料气、脱轻塔塔釜非芳烃、乙苯产品、多乙苯重质废油，具体组成流量如下表所示:表2-14进料组成表物流单位干气进料洗涤水进料新鲜苯进料相态气相液相液相温度C402525压力bar6.11515相对分子质量18.1918.0278.11摩尔流量kmol/hr1145.177.31169.00苯kmol/hr0.000.00169.00水kmol/hr0.007.310.00甲烷kmol/hr272.310.000.00乙烯kmol/hr165.990.000.00乙烷kmol/hr124.090.000.00丙烯kmol/hr22.890.000.00丙烷kmol/hr2.430.000.00丁烯kmol/hr2.660.000.00丁烷kmol/hr2.570.000.00氧气kmol/hr7.140.000.00二氧化碳kmol/hr21.060.000.00氢气kmol/hr351.090.000.00氮气kmol/hr172.950.000.00质量流量kg/hr20833.33131.7813201.21苯kg/hr0.000.0013201.21水kg/hr0.00131.780.00甲烷kg/hr4368.600.000.00乙烯kg/hr4656.520.000.00乙烷kg/hr3731.420.000.00丙烯kg/hr963.190.000.00丙烷kg/hr106.980.000.00丁烯kg/hr149.450.000.00丁烷kg/hr149.450.000.00氧气kg/hr228.310.000.00二氧化碳kg/hr926.750.000.00氢气kg/hr707.750.000.00氮气kg/hr4844.920.000.00表2-15出料组成表物流名单位膜分离废水非芳烃燃料气乙苯产品重质油相态气液混合液相气相液相液相温度C36.72-17.39-111.84265.32322.33压力bar15.0013.0013.0013.0013.00相对分子质量18.1634.8413.47106.14133.78摩尔流量kmol/hr5.08155.28831.37162.401.72苯kmol/hr0.004.900.000.170.00乙苯kmol/hr0.000.000.00162.220.03二乙苯kmol/hr0.000.000.000.011.69水kmol/hr5.002.320.000.000.00甲烷kmol/hr0.020.00272.290.000.00乙烯kmol/hr0.020.030.280.000.00乙烷kmol/hr0.01111.5312.560.000.00丙烯kmol/hr0.0022.890.000.000.00丙烷kmol/hr0.002.430.000.000.00丁烯kmol/hr0.002.660.000.000.00丁烷kmol/hr0.002.570.000.000.00氧气kmol/hr0.000.007.130.000.00二氧化碳kmol/hr0.025.9615.080.000.00氢气kmol/hr0.010.00351.080.000.00氮气kmol/hr0.000.00172.950.000.00质量流量kg/hr92.265410.0111198.2417236.98230.12苯kg/hr0.00382.490.0013.280.00乙苯kg/hr0.000.000.0017222.892.89二乙苯kg/hr0.000.000.000.81227.23水kg/hr90.0341.740.000.000.00甲烷kg/hr0.360.004368.250.000.00乙烯kg/hr0.580.937.930.000.00乙烷kg/hr0.313353.54377.560.000.00丙烯kg/hr