丙烯腈合成工段的工艺设计论文

丙烯腈合成工段的工艺设计论文内容摘要：

② 生成氢氰酸： C3H6 + 3NH3 + 3O2 → 3HCN + 6H 2O △H=941KJ/mol ③ 生成二氧化碳 ： C3H6 + → 3CO 2 +3 H2O △H=1925KJ/mol ④ 生成一氧化碳 ： C3H6 + 3O2 → 3CO + 3H 2O △H=1067KJ/mol 上述副反应中，生成乙腈和氢氰酸是主要的， CO CO 和 H2O 可以由丙烯直接氧化得到，也可以由丙烯腈、乙腈等再次氧化得到 [14]。 反应过程也副产少量的丙烯醛、丙烯酸、乙醛、丙腈以及高聚物等。 因此，工业生产条件下的丙烯氨氧过程十分复杂。 主、副产物的相对生成量，取决于催化剂本身性。 (2)催化剂 丙烯氨氧化所采用的催化剂主要有两类 ,即 Mo 系和 Sb 系催化剂。 Mo 系催化剂由Sohio 公司开发 ,由 CA 型已发展到第四代的 C4 C89。 Sb 系催化剂由英国酿酒公司首先开发 ,在此基础上 ,日 本化学公司又相继开发成功第三代的 NS733A 和第四代的NS733B。 下面对这两类催化剂作一简单介绍。 Mo 系催化剂 工业上最早使用的是 PMoBiO（ CA）催化剂 ,其代表组成为PBi9Mo12O52。 活性组分为 MoO3 和 ,Mo 的作用是往丙烯中引入氧或氨。 因而是一个双功能催化剂。 P 是助催化剂 ,起提高催化剂选择性的作用。 这种催化剂要求的反应温度较高（ 460490℃ ） ,丙烯腈收率 60%左右。 由于在原料气中需配入大量水蒸气 ,约为丙烯量的 3 倍（ mol） ,在反应温度下 Mo 和 Bi 因挥发损失严重 ,催化剂容易失活 ,而且不易再生 ,寿命较短 ,只在工业装置上使用了不足 10 年就被 C2C41 等代替。 Sb 系催化剂 Sb 系催化剂在 60 年代中期用于工业生产 ,有 SbUO、 SbSnO 和SbFeO 等。 初期使用的 SbUO 催化剂活性很好 ,丙烯转化率和丙烯腈收率都较高 ,但由于具有放射性 ,废催化剂处理困难 ,使用几年后已不采用。 SbFeO 催化剂由日本化学公司开发成功 ,即牌号为 NB733A 和 NB733B 催化剂。 据文献报道 ,催化剂中 Fe/Sb 比为 1∶1（ mol） ,X 光衍射测试表明 ,催化剂的主体是 FeSbO4,还有少量的 Sb2O4。 工业运转结果表明 ,丙烯腈收率达 75%左右 ,副产乙腈生成量甚少 ,价格也比较便宜 ,添加 V、 Mo、 W 等可改善该催化剂的耐还原性。 丙烯氨氧化法的催化剂都是制约反应进程的关键因素。 如美国 BPAmoco 公司开发的 C49MC 催化剂，丙烯转化率 %，丙烯腈选择性达 %。 （ 3） 工艺条件的选择 a. 丙烯 :氨 :氧气物质的量比为 1:1~:~。 丙烯 :氨物质的量比理论值为 1:1，实际为 1:，若物质的量比过低，则副产物丙烯醛生成量显著 上升；若物质的量比过量，第一章 文献综述 5 在后续急冷工艺氨处理量加大。 丙烯 :氧的物质的量比理论值为 1:，实际为 1:~。 若换成空气，则实际为 1:10~12。 降低氧气比使选择性增加，但造成丙烯转化率降低，使丙烯腈收率降低；如果增大氧气比，则二氧化碳生成量上升，丙烯腈的选择性降低，且反应器的体积要增大。 b. 反应温度的影响；反应温度升高，丙烯转化率增加，副产物乙腈生成量下降，氢氰酸和二氧化碳生成量上升，使丙烯腈选择性降低。 通常反应温度： 400~470℃。 c. 反应压力的影响；压力提高，反应器的生产能力上升，丙 烯转化率提高，但丙烯腈的收率却直线下降，因为副产物的生成量也增加。 因此要选择适当的反应压力，使反应器的生产能力和丙烯的消耗保持在最经济的状态，一般反应压力为 ~。 d. 反应时间的影响；反应时间过短，丙烯转化率下降，从而丙烯腈收率降低。 反之，如果反应时间过长，则丙烯腈发生二次反应，不利于丙烯腈选择性的提高。 一般反应时间 6~15s。 e. 转化率和反应选择性；丙烯 :氨 :空气中氧的物质的量比为 1:1~:~，反应温度为 400~500℃ ，反应压力为 ，在此反应条件下 主副产物单程收率为：丙烯腈 60%~75%，丙烯转化率 85%99%。 第二章 总体工艺方案设计 6 第二章 总体工艺方案设计 设计任务 （ 1）设计项目名称 ： 丙烯腈合成工段初步设计 （ 2）生产方法 ： 以丙烯、氨、空气为原料，用丙烯氨氧化法合成丙烯腈。 （ 3）生产能力 ： 年生产天数 300 天， 年产 12020 吨丙烯腈 （ 4）原料组成 ： 液态丙烯原料含丙烯 85%（ mol），丙烷 15%（ mol）；液态氨原料含氨 100%。 （ 5）工段产品为丙烯腈水溶液，含丙烯腈 %（ wt）。 流程确定 生产工艺流程示意图如下 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到需要的温度后进入混合气，经过压缩后的空气先通过空气饱和塔和增湿塔，经过空气加热气预热到一定的温度再进入混合气。 混合气出口的高温气体经过废热锅炉回收热量，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氨的酸液经过循环冷却器除去吸热再返回塔顶循第二章 总体工艺方案设计 7 环使用，同时补充部分新鲜的酸液，并从塔釜排放一部分含硫酸氨的废液 ，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，温度升高后去精致工段。 物料流程图如下 第三章 工艺设计计算 8 第三章 工艺设计计算 物料衡算与热量衡算 按年工作日 300 天，丙烯腈损失率 %，设计裕量 5%计算，丙烯腈小时产量为：120201000（ 30024） =1820 ㎏ /h。 反应器的物料衡算与热量衡算 （ 1）计算依据 a 丙烯腈 产量 1820 ㎏ /h 即 b 原料组成（摩尔分数） 含 36CH 85%， 38CH 15% c 进反应器的原料配比（摩尔比）为 3 6 3::C H N H 空 气: 2N =1： ： : d 反应后各产物单程收率如表 31 所示 表 31 反应后各产物单程收率 组别 丙烯 转化率 % 组分的收率 丙烯腈 ()AN 氰化氢()HCN 乙睛()ACN 丙烯醛 ()ACL 2CO 摩尔收率 2 % % % % % % e 操作压力 进口 ，出口 f 反应 器进口温度 110℃ ， 反应温度 470℃ ，出口气体温度 360℃ g 丙烯氨氧化法制丙烯腈生产过程的主要化学反应 主反应： O3HC H C NCHO23NHHC 222363    ANk J /m o l5 1 2 . 5H 298R  副反应： O6H3 H C N3ONHHC 22363    H C Nk J / m o 298R  OHC H OCHCHOHC 22263    A C Lk J /m o 298R  O3HCNCH23O23NH23HC 232363    A C Nk J /m o l2 . 363H 298R  O3H3C OO29HC22263    2298R k J /m o 4 1H CO （ 2）物料衡算 a 反应器进口原料气中各组分的流量 第三章 工艺设计计算 9 36CH 38CH = 3NH = 2O 10= 2N 10+= b 反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈（ AN） 乙腈（ ACN） 3/2= 丙烯醛（ ACL） = 2CO 3= HCN 3= 38CH 2N 2O （ 32） = 36CH = 3NH = 2HO 3＋ 2＋ 2＋ + = c 反应器物料平衡如表 3－ 2 表 3－ 2 反应器物料平衡 流量和组成 组分 反应器进口 反应器出口 hkmol hkg %(mol ) %(wt ) hkmol hkg %(mol ) %(wt ) 63HC 83HC 3NH 2O 2N OH2 0 0 0 0 第三章 工艺设计计算 10 AN 0 0 0 0 1820 ACL 0 0 0 0 ACN 0 0 0 0 HCN 0 0 0 0 2CO 0 0 0 0 合 计 9 （ 3）热量衡算 各物质 0～ t℃ 的平均比热熔如表 33 所示 表 33 各物质 0～ t℃ 的平均定压比热熔 CP/[KJ（㎏ K ） ] 物质 63HC 83HC 3NH 2O 2N OH2 AN HCN ACN ACL 2CO Cp / ])([ KkgkJ  065℃ 0 0 0 0 0 0 0415℃ 0427℃ a 浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量 假设如下热力学途径 : 6 5 ℃ 反 应 器 进 口 混 合 气 体 4 2 7 ℃ 浓 香 段 出 口 混 合 气2 5 ℃ 反 应 器 入 口 混 合 气 2 5 ℃ 浓 相 段 出 口 混 合 气1H H 3H2H 各物质 25～ t℃ 的平均比热熔用 0～ t℃ 的平均比热熔代替，误差不大，因此， 1 ( 1 8 0 2 . 8 5 1 . 5 6 6 3 3 3 . 3 1 . 7 0 4 9 1 2 . 1 6 2 . 1 0 4 2 8 8 4 . 5 6 0 . 9 1 9 5 1 9 8 . 2 2 1 . 0 4 0 )H            5( 2 5 6 5 ) 5 .3 5 1 0 /K J h    32 ( 3 4 . 3 4 5 1 2 . 5 6 . 0 1 3 6 2 . 3 1 1 . 1 6 3 1 5 . 1 0 . 4 3 5 3 . 1 2 0 . 6 6 4 1 ) 1 0H             72. 47 10 /KJ h   3 ( 4 . 1 3 2 . 1 3 0 3 3 3 . 3 2 . 3 8 9 1 6 4 . 3 9 2 . 4 4 2 3 4 0 . 9 6 0 . 9 7 3 5 1 9 8 . 2 2 1 . 0 6 9H           2 4 2 5 . 6 8 1 . 9 7 1 1 8 2 0 1 . 5 5 3 4 7 . 6 1 . 6 1 2 6 8 . 4 7 1 . 4 8 6 2 1 5 . 5 7 1 . 6 7 7 5 0 9 . 9 5 0 . 9 6 8 )            6( 4 2 7 2 5 ) 6 .3 2 1 0 /K J h   5 7 6 51 2 3 5 . 3 5 1 0 2 . 4 7 1 0 6 . 3 2 1 0 1 . 8 9 1 0H H H H K J h                 第三章 工艺设计计算 11 若热损失取 △H 的 5%，则需由浓相段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为： 55( 1 0 . 0 5 ) 1 . 8 9 1 0 1 . 7 9 1 0 /Q K J h      浓相段换热装置产生 的饱和蒸汽（饱和温度 143℃ ） 143℃ 的饱和蒸汽含 i=2736KJ/kg 143℃ 饱和水含 i 2HO=∴ 产生的蒸汽量 =105/()=b 稀相段热衡算求稀相段换热装置的热负荷及产。