年产10万吨丙烯腈合成段工艺设计毕业论文(编辑修改稿)

年产10万吨丙烯腈合成段工艺设计毕业论文(编辑修改稿)内容摘要：

丙烯腈用于腈纶纤维占的比例较大，其次为 ABS/ SAN 树脂。 中 国是一个大的腈纶纤维和 ABS 树脂进口国，因此，中国这类产品的进口和出口的增加和减少会对欧洲和美国的丙烯腈工业产生很大的影响。 据预测，在今后十年，西欧丙烯腈在腈纶纤维方面的需求将继续保持不景气的状态。 由于聚丙烯酰胺需求的快速增长，所以丙烯酰胺对丙烯腈需求的增长最快。 2020 年西欧丙烯腊总需求量为 400 万 t， 1996～ 2020 年丙烯腈需求的年增长率为 ％。 国外丙烯腈消费情况 近年，西欧丙烯腈供求平衡，这种状况将持续下去。 自 1996 年以来开工率一直很高，直到 2020 年也将继 续保持较高的水平。 日本现 有 6 个丙烯腈生产厂家，最大的厂家是旭化成公司，生产能力达 万 t /a。 日本 1997 年丙烯腈的需求量为 万 t， 2020 年总需求量为 万 ～ 2020 年平均年增长率为 ％。 日本丙烯腈最主要的应用是腈纶纤维。 1997 年腈纶消耗丙烯腈的比例为 ％ ，树脂与橡胶占 ％ ，其它为。 日本在 1997 年之前进口丙烯腈数量较大，是世界上最大的丙烯腈进 口国之一。 1997 年之后，日本期望其供需能够平衡。 韩国以前只有东西石油化学公司一家生产丙烯腈， 1996 年其生产能力由 9 万 t／ a 扩大到 11 万 t/a。 泰光产业公司于 1998 年建成 25 万 t/a 丙烯腈生产装置。 1997 年韩国丙烯腈的需求量为 万 t，其中 66％ 用于晴纶纤维，但 ABS 对丙烯腈的需求增长最快。 2020 5 年，韩国对丙烯腈需求 达 万 t， 19962020 年丙烯腈需求的年平均增长速度为 ％ ，而 20202020 年平均增长速度 为 ％。 韩国是一个丙烯腈进口国，随着泰光产业公司 25 万 t／ a 丙 烯腈装置的投产，其进口量将会明显地减少。 目前，印度只有 IPCL 一家公司生产丙烯腈，其生产能力为 3 万 t/a。 计划于 2020 年在古吉拉特新建一套 10 万 t／ a 丙烯腈装置，另外， IOC 公司也打算建一能力为 万 t／ a的丙烯腈装置。 印度丙烯腈主要用于脂纶纤维的生产。 1996 年丙烯腈的需求为 万 t。 1996～ 2020年间年平均增长速度为 10％ ， 2020 年需求量 达 万 t。 在新装置建成之前 ,印度丙烯腈的需求缺口较大 [2]。 另据报道 ,旭化成公司与沙特阿拉伯合建一 25 万 t/a 的丙烯腈生产装置。 沙特因原料充足，拟以丙烷法生产，规模 25 万 t／ a， 20202020 年建成投产。 亚洲目前丙烯腈生产能力为 310 万 t， 2020 年将达 到 400 万 t，而 2020 年亚洲丙烯腈总需求为 457 万 t，按所有装置都以 100％ 的开工率计，还需从域外进口 57 万 t。 亚洲几套大型装置，如韩国泰光产业 25 万 t／ a 装置、台塑 20 万 t／ a 及旭化成 20 万 t／ a 装置建成后，将大大改 善亚洲地区丙烯腈的供给状况。 因亚洲丙烯腈需求较大的增长，上述装置的投产也不会引起丙烯腈的过剩 [3]。 丙烯腈的性质 化学性质 易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。 遇明火、高热易引起燃烧，并放出有毒气体。 与氧化剂、强酸、强碱、胺类、溴反应剧烈。 在火场高温下，能发生聚合放热，使容器破裂 [4] 物理性质 无色液体，有苦杏仁味。 6 表 丙烯腈主要物理性质 分子量 闪点 5℃ 熔 点 ℃ 沸点 ℃ 相对密度 临界压力 饱和蒸汽压 临界温度 263℃ 燃烧热 ℃ 7 第二章 工艺流程介绍 生产方法简述 丙烯氨氧化制丙烯腈 主要有五种工艺路线，即 Sohio 法、 Snam法、 DistinersUgine 法、Montedison UOP 和 法，上述五种工艺路线的化学反应完全相同，丙烯、氨和空气通过 催化剂 生成丙烯腈，其中 Sohio 法和 MontedisonUOP 法采用流化床反应器，其他方法采用固定床反应器。 相比较而言， Sohio 法有一定的先进性 ， Snam法和 DistillersUgine 法丙烯的消耗定额比较高，而固定床反应器的单台生产能力远小于流化床反应器，不利于扩大生产能力，而且固定床反应 温度 难以实现最优化操作，因此，目 前 Sohio 法 应用 比较普遍，约占全球总生产能力的 90％。 中国 引进的也是 Sohio 技术 [5]。 本设计采用丙烯氨氧化的原理， 丙烯氨氧化法制丙烯腈（ AN）生产过程的主反应为 C3H6+NH3+3/2O2 CH2=CHCN+3H2O 该反应的反应热为 （ △ Hr） 298= 主要的副反应和相应的反应热数据如下： (1)生成氢化氰 （ HCN） C3H6 + 3NH3 +3O2 3HCN + 6H20 （ △ Hr） 298=(2)生成丙烯醛 （ ACL） C3H6 + O2 CH2=CHCHO + H2O （ △ Hr） 298=(3)生成乙腈 （ ACN） C3H6 + 3/2NH3 + 3/2O2 3/2CH3CN + 3H2O （ △ Hr） 298= (4)生成 CO2和 H2O C3H6 + 9/2O2 3CO2 + 3H2O （ △ Hr） 298=641kJ/mol CO2 8 工艺流程说明 在 10 万吨丙烯腈 生产装置的工艺设计过程中，综合考虑现有一些丙烯腈生产装置在热量平衡上的不足之处，立足于全系统热能的充分利用，以最大限度地达到节能降耗的效果，同时本着节约投资、方便操作与维护的原则对工艺流程进行合理优化，在此基础上设计 10 万吨丙烯腈生产装置的工艺流程。 参见 10 万吨丙烯腈生产装置带物料点工艺流程简图。 空气 液氨 液态丙烯 图 丙烯腈生产简图 流程简介如下： 液态丙烯和液态氨分别经丙烯蒸发器和氨蒸发器气化，然后分别在丙烯过热器和氨气过 热器过热到需要的温度后进入混合器；经压缩后的空气先通过空气饱和塔增湿，再经空气加热器预热至一定温度进入混合器。 混合气出口的高温气体先经废热锅炉回收热量，气体冷却到 230℃ 左右进入氨中和塔，在 70～ 80℃ 下用硫酸吸收反应器出口气体中未反应的氨，中和塔塔底的含硫酸铵的酸液经循环冷却器除去吸收热后，返回塔顶循环使用，同时补充部分新鲜酸液，并从塔釜排放一部分含硫酸铵的废液。 中和塔出口气体经换热器冷却后进入水吸收塔，用 5～ 10℃ 的水吸收丙烯腈和其他副产物，水吸收塔塔底得到含丙烯腈约 %的丙烯腈水溶液，经换热器与氨 中和塔出口气体换热，温度升高后去精制工段 [6]。 空气加热器 混合器 氨蒸发器 氨气过热器 丙烯蒸发器 丙烯过热器 反应器 废热炉 9 工艺条件 反应温度 应温度是丙烯氨氧化合成丙烯腈的重要参数，它不仅影响反应速率，也影响反应选择性。 一般，在 623K 以下，几乎没有氨氧化反应发生，要获得高收率的丙烯腈，必须控制较高的反应温度。 查资料得丙烯在 PMoBiO/SiO2催化剂上氨氧化反应温度对主、 副反应产物收率的影响，随着反应温度的升高，丙烯腈收率增加，在 733K 左右出现最大值，而副产物在 690K 左右出现最大值，超过最适宜温度，丙烯腈收率和副产物乙腈及氢氰酸的收率都下 降，表明在过高温度时连串副反应（主要是深度氧化反应）加剧。 适宜的反应温度与催化剂的活性有关。 当反应温度高于 743K 时，丙烯腈收率明显下降，高温也会使催化剂的稳定性下降。 反应压力 丙烯氨氧化的主、副反应化学反应平衡常数 K的数值都很大，故可将这些反应看作不可逆反应。 此时，反应压力的变化对反应的影响仅表现在动力学上。 由前述的动力学方程可知，反应速度与丙烯的分压成正比，故提高丙烯分压，对反应是有利的，而且还可提高反应器的生产能力。 但在加快反应速度的同时，反应热也在激增，过高的丙烯分压使反应温度难以控制。 实验又表明，增加反应压力，催化剂的选择性会降低，从而使丙烯腈的收率下降，故丙烯氨氧化反应不宜在加压下进行。 反应器中的压力只是为了克服后续设备的阻力。 通常操作压力为 55KPa 左右。 对于流化床反应器 ,为 ~(表压 ) 接触时间 接触时原料气在催化剂床层中的停留时间常称接触时间。 间与主、副反应产物单程收率以及丙烯转化率的关系，对主反应而言，增加接触时间，对提高丙烯腈单程收率是有利的，对副反应而言，增加接触时间除生成 的副反应外 ,其余的收率均没有明显增长 ,即接触时间的变化对它们的影响不大。 由此可知 ,适当增加接触时间对丙烯氨氧化生成丙烯腈的主反应是有利的 ,随着丙烯转化率的提高 ,丙烯腈的单程收率也会增加 ,但过分延长接触时间 ,丙烯深度氧化生成 CO2的量会明显增加 ,导致丙烯腈收率降低。 另外，接触时间的延长，降低了反应器的生产能力，对工业生产也是不利的。 适宜的接触时间与催化剂的活性、选择性以及反应温度有关，对于活性高、选择性好的催化剂，适宜的接触时间应短一些，反之则应长一些；反应温度高时，适宜的接触时间应短一些，反之则应长一点。 一般生产上选用的接触时间，流化床为 5~10s。 10 原料纯度 原料丙烯由烃类裂解气或催化剂裂解气分离得到 ,一般纯度都很高 ,但仍有碳二、丙烷及少量碳四 ,也可能有微量硫化物。 在这些杂质中 ,丙烷和其他烷烃对氨氧化反应没有影响 ,但碳四中的丁烯比丙烯更容易与氧反应 ,会消耗氧 ,而使催化剂活性下降。 而硫化原料氨的纯度达到肥料级就能满足工业生产要求。 原料空气一般需经过除尘、酸 碱洗涤 ,除去空气中的固体粉尘 ,酸性和碱性杂质后就可在生产中使用 [7]。 11 第 三章 物料衡算和热量衡算 小时生产能力 本次设计产量较大，采用双塔并联生产，以下计算只计算单塔。 按年工作日 300 天，丙烯腈损失率 %、设计裕量 6%计算，丙烯腈小时产量为 : 5 0 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 6 1 . 0 3 1 7 5 8 9 k g / h3 0 0 2 4    物料衡算和热量衡算 反应器的物料衡算和热量衡算 计算依据 a. 丙烯腈产量 7589kg/h,即 （摩尔分数） 含 C3H6 85%,C3H8 15% （摩尔分数）为 C3H6 : NH3 : O2 : H2O＝ 1::23:3 表 各产物的收率 物质 丙烯腈（ AN） 氰化氢（ HCN） 乙腈（ ACN） 丙烯醛（ ACL） 2CO 摩尔收率 d. 操作压力 进口 , 出口 110℃ ，反应温度 470℃ ，出口气体温度 360℃ （ 2） 物料衡算 a. 反应器进口原料气中各组分的流量 C3H6 C3H8 () = kmol/h = kg/h NH3 = kmol/h = 4260 kg/h O2 = kmol/h=17564 kg/h H2O 3= kmol/h=12887 kg/h N2 （ ） = kmol/h=57815 kg/h b. 反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈 (AN) kmol/h=7589 kg/h 乙腈 (ACN) 3/2 = kmol/h=1027 kg/h 12 丙烯醛 (ACL) = kmol/h= kg/h CO2 3 = kmol/h=3780 kg/h HCN 3 = kmol/h=1257 kg/h C3H8 kmol/h =1853 kg/h N2 2065 kmol/h=57815 kg/h O2 （ 3/2） （ 3 2） =132kmol/h=4224 kg/h C3H6。