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1、内容,项目背景产品概述产品工艺及发展工艺优化经济核算,项目背景,设计目标：设计规模：年产5万吨环己烷产品要求：纯度（质量）99.9设计任务：根据生产规模和产品要求，对环己烷生产工艺进行概念设计，具体任务如下：根据现有的文献资料设计出年产5万吨环己烷的生产工艺流程用Aspen plus 对流程进行模拟，改进旧有工艺对整个流程的投入和产出做经济核算,产品概述,性质与用途：环己烷，用于生产环己醇、环己酮和己二酸的原料，用作有机溶剂等。环己酮进一步生产己内酰胺、聚酰胺6纤维（尼龙6）。尼龙6具有广泛用途，民用和工业中都有广泛的用途。环己烷对酸、碱比较稳定，与中等浓度的硝酸或混酸在低温下不发生反应，与稀
2、硝酸生成硝基环己烷。在铂或钯催化下，生成苯。环己烷也可以发生氧化反应，在不同的条件下所得的主要产物不同。在钯、钼、铬、锰的氧化物存在下，进行气相氧化则得到顺丁烯二酸。在日光或紫外光照射下与卤素作用生成卤化物。,产品工艺及发展,现在国内的环己烷制备方法，主要分为苯加氢法和新型工艺法两种，现在企业几乎全部采用的苯加氢方法。苯加氢制备环己烷又分为气相和液相两种。,苯加氢法,气相法工艺特点是,气相苯加氢工艺混合均匀,转化率和收率均很高,但反应激烈,易出现“飞温”现象,操作上不易控制。典型工艺有:Bexane、ARCO、UOP、Houdry 和Hytoray 法等。液相法工艺特点是,液相苯加氢工艺相比气
3、相而言,反应稳定、缓和,转化率和收率也很高,但液相反应必须有后反应,能耗也较高,液相反应的氢气利用率仅为85%。典型工艺有IFP 法、Arosat 法和BP 法。,新型技术,催化蒸馏工艺 反应器和精馏塔外耦合工艺 石油馏分分离法 催化剂的发展,工艺优化,原有法国 IFP 生产工艺工艺流程图：,缺点,产率不高，操作安全系数不高能源的浪费，工艺复杂，对废热没有充分的利用催化剂的活性不高，温度控制不灵敏，易造成催化剂失活,采用流程,本流程采用南风化工2019年新建，2019年优化的流程：,优点,采用双反应器设计,反应完全,环己烷直接分离得到成品,循环氢浓度可控制较低,减少放空损失;使用南化集团研究院
4、开发并生产的高性能NCHl-1 型铂系苯加氢催化剂,是国内首家采用国产铂系苯加氢催化剂的生产装置;为避免铂催化剂失活、中毒,配置了苯干燥和脱硫反应器,以延长铂催化剂的使用寿命。但是同样存在很多问题。,存在问题,因循环氢压缩机的电机功率偏小,在循环氢体积分数过低,。需要更换循环氢压缩机的电机,以降低氢耗。尾气中的氢含量应采用自动控制,稳定反应器的氢油比,从而避免反应器飞温和氢气资源的浪费,达到安全稳定操作的目的。,工艺流程方块图：,H2 N2 CH4,分离系统,环己烷产品,燃烧系统,H2 CH4,尾气排放,C6H6,分离系统,燃烧系统,分离系统,原料苯经进料热交换器送至苯干燥塔除水,合格的苯经苯
5、预热器送至苯蒸发器。新鲜氢、循环氢和来自脱氢工序的氢气共3股氢气的混合物作为苯蒸发器氢气进料,苯蒸发器顶部苯、氢混合气进入加氢主反应器,经脱硫反应器脱除生成的硫化氢,未反应的苯在装有铂催化剂的绝热式后反应器内进一步反应完全,生成环己烷。后反应器出来的混合气体先后经苯预热器、苯进料换热器和成品冷凝器冷凝冷却,在环己烷气液分离器中进行气液分离,得到产品环己烷。绝大部分气相经循环氢压机去苯蒸发器作为氢气进料,少部分气体经深冷器深冷后,经吸附排空。,流程概述：,分析,这是一个体积缩小和产生大量热的放热的可逆平衡反应。因此，根据勒夏特列原理，温度越低，越有利于反应向正反应进行，压强越大，越有利于生成环己
6、烷。但是温度过低或是压强过大，不利于催化剂起作用，综上所述，我们选用温度190230和2.3MPa2.5MPa 下进行工艺的优化。,改造后的流程：,流程特点,采用双反应器设计,反应完全,环己烷直接分离得到成品,循环氢浓度可控制较低,减少放空损失;使用南化集团研究院开发并生产的高性能NCHl-1 型铂系苯加氢催化剂,是国内首家采用国产铂系苯加氢催化剂的生产装置;为避免铂催化剂失活、中毒,配置了苯干燥和脱硫反应器,以延长铂催化剂的使用寿命。,温度对铂系苯加氢催化剂的影响,因此，苯加氢反应器中的温度过高，对催化剂的活性影响很大，降低了苯转化率，环己烷选择性，所以必须采取合适的反应温度,经分析,苯干燥
7、塔传质效果差的主要原因在于进口温度过高,再沸器无调节余量。在低生产负荷时,苯干燥塔的进料温度过高,操作没有调节余量。,为此,给苯预热器增加苯加料旁路管线,使未经加热的苯与被加热的苯在混合器中充分混合,再加入苯干燥塔;同时配置调节阀和温度测量点,根据生产负荷的变动及时调节冷热苯的比例,确保苯干燥塔的进料温度,使苯干燥塔能够正常操作。,改造后,苯干燥塔的各项指标均达到要求,见表。,催化剂的选用：,试验表明,催化剂与三氧化铝按1：2-1：4 的配比使用,对苯的转化率、环己烷的选择性影响不明显,见表5。而反应带也可由原来的31mm 延长到60-90 mm。经热核算,满负荷生产,热油进口温度控制在190
8、时,可以实现反应带的热平衡。,反应阶段模拟,各组分相互作用参数,反应工段出口物流模拟结果,分离系统,反应产物的沸点和流量,由表可知，氮、氢和甲烷的沸点和环己烷相差很大，应该最先分离；然后除去轻组分杂质，最后除重组分杂质。,选择的分离方案流程,分离阶段模拟,分离塔工艺参数,模拟结果产物和副产物,分离系统的物料平衡,经济核算,设备费用,设备安装费用：按设备购置费用的50计算，设备安装费用共计116.3万元。土地费用：无形资产获取费用：催化剂专利使用费：100万；小试与中试实验费用：200万。总计300万。,综上，建设项目投资总计为：（232.6+116.3）6.7+8400+300=13737.3
9、万元。,原料成本：原料总费用为183.028.7+87.413.3=万元/a。公用工程：公用工程费用为1062万元/a。,工资福利费用：直接工资福利总计为636(1+14%)725万元/a。,销售费用：市场销售，日常办公，广告等其它费用，预计1000万元/a,保险费用：总计(200+50+20)2406.5万元。,维修费用：维修费用每年按照设备总投资的10%计算，每年支出维修费用为155.8万元,折旧费用：每年折旧率为10%,年折旧额为155.8万元。,综上，总成本为6414.52+1062+725+1000+6.5+155.8+155.8=9519.62万元,销售收入与利润,环己烷价格10700元/吨，生产规模为5万吨，故每年销售收入为53500万元每年利润为53500-9519=43980万元，而建设项目投资总计为13737.3万元，可见当年就可收回成本。,谢谢！,
