当前位置：文档之家 › 苯加氢合成环己烷模拟aspen

苯加氢合成环己烷模拟aspen

  • 格式：pdf
  • 大小：97.97 KB
  • 文档页数：31
＊＊＊＊＊＊ 华南理工大学 ２００２ 级博士研究生学位课程 ＊＊＊＊＊＊
《化工过程模拟和优化》
课程设计
项目名称：苯加氢合成环己烷过程设计 专 业：化学工程 宇 陆恩锡
指导教授：钱 学
生 ：秦总根 傅和青
完成时间：二零零三年三月五日
目 录
i
１ 前言
过程设计是一种创造性的活动，可以通过化学的变化或物质的分离来实现。 概念设计又称为“预设计” ，根据开发基础研究成果、文献的数据、现有类似的 操作数据和工作经验，按照所开发的新技术工业化规模而作出的预设计，用以指 导过程研究和提出对开发性基础研究的进一步的要求， 所以它是实验研究和过程 研究的指南，是开发研究过程中十分关键的一个步骤。 概念设计不同于工程设计，因而不能作为施工的依据，但是成功的概念设计 不但可以节省大量的人力和物力，而且又可以加快新技术的开发速度，提高开发 的水平和实用价值。即使一个很普通的单一产品的生产过程，也可能有一百多个 方案可供选择。如何从技术、经济的角度把最有希望的方案设计出来，是概念设 计的目标。 设计与其它工程问题的主要区别在于设计问题所需的信息只有一少部分可 从问题的陈述中得到，因此，我们必须作出一系列假设。概念设计是设计者综合 开发初期收集的技术信息，通过分析研究，对开发项目作出一种设想的方案，其 主要内容包括：原料和成品的规格、生产规模的估计、工艺流程图和简要说明、 物料衡算和热量衡算、 主要设备的型号和材质、 检测方法、 主要技术和经济指标、 投资和成本的估算、投资回收预测、三废治理的初步方案以及对中试研究的建议 等等。 随着计算技术和计算机技术的发展，化工流程过程模拟软件也越来越成熟， 计算机辅助设计也日趋广泛。在进行概念设计时，采用流程系统模拟物料衡算和 热量衡算， 投资和成本估算等问题以及采用流程模拟软件进行整体优化越来越普 遍，化工过程模拟软件很多，如：ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ ，ＰＲＯ／Ⅱ，ＣｈｅｍＣＡＤ，ＥＣＳＳ 等。本课 程设计采用国际上最流行的过程模拟软件之一：ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ 作为辅助设计的主 要工具。与过程有关的物料和能量的衡算基本上由该软件给出，并从设计流程计 算的收敛与否以及和现实操作的符合程度来检验该流程是否可行。 本概念设计，目标是提高产品的纯度。本设计创新处有以下几点： （１） 提高产品的纯度，环己烷由开始的 ９９．４％上升到 ９９．９１％； （２） 将尾气循环至 Ｐｒｉｓｍ 装置以实现循环利用，充分利用原料，消灭火矩； 在 本工段实现零排放； （３） 通过改变操作工艺条件减少产品环己烷的损失。
１ 前言 .............................................................................................................................. 1 ２ 设计内容 ....................................................................................................................... 1 ２．１ 设计任务书 ......................................................................................................... 1 ２．２ 项目设计的依据 .................................................................................................. 1 ２．３ 本设计的创新点 ................................................................................................. 2 ２．４ 目前生产方法 ........................................................... 2 ２．４．１ 石油馏分分离法 ....................................................................................... 2 ２．４．２ 苯加氢法 .................................................................................................. 2 ３ 设计工艺及流程 ............................................................................................................ 2 ３．１ 工艺流程方块图 .................................................................................................. 2 ３．２ 工艺流程 ............................................................................................................ 3 ３．２．１ 改造前的工艺流程图 ................................................................................ 3 ３．２．２ 改造后的工艺流程图................................................................................ 3 ３．２．３ 流程叙述 ................................................................................................. 4 ３．２．４ 流程特点 .................................................................................................. 4 ４ 反应系统 ....................................................................................................................... 4 ４．１ 反应方程式 ........................................................................................................ 4 ４．２ 反应器型式 ........................................................................................................ 5 ４．３ 反应条件............................................................................................................ 5 ４．４ 原料质量要求与产品规格 ................................................................................... 5 ４．４．１ 原料质量要求 ........................................................................................... 5 ４．４．２ 产品环己烷技术规格 ................................................................................ 5 ４．５ 催化剂 ................................................................................................................ 5 ４．６ 反应系统物料衡算.............................................................................................. 5 ５ 分离系统 ...................................................................................................................... 6 ５．１ 分离次序原则..................................................................................................... 6 ５．２ 分离方案............................................................................................................ 6 ５．３ 分离条件的确定 ................................................................................................. 7 ５．４ 分离系统的物料衡算 .......................................................................................... 7 ６ 能量衡算 ....................................................................................................................... 8 ６．１ 能量衡算结果..................................................................................................... 8 ６．２ 能量衡算分析与讨论 .......................................................................................... 8 ６．２．１ 主反应器 ............................................................................................... 8 ６．２．２ 中温冷却器、锅炉给水换热器.................................................................. 8 ７ 结论和展望................................................................................................................... 8 ８ 参考文献 ...................................................................................................................... 9 ９ 附录 ............................................................................................................................. 9 ９．１ Ａｓｐｅｎ 计算流程图.............................................................................................. 9 ９．２ Ａｓｐｅｎ 输入输出文件 .......................................................................................... 9

合集下载

化工过程模拟和优化.

化工过程模拟和优化.


☆低温、高压有利于生成环己烷
反应条件
◇氢/苯（摩尔比）：3.46, 氢气过量以使苯100%转化为环己烷; ◇主反应器：温度 180~200℃， 压力 2.68Mpa，苯转化率≥95% ; ◇后反应器: 温度 190~231℃， 压力 2.60Mpa.
产量与进料
◆环己烷产量： 47700 吨/年； ◆苯进料量： 71.441kmol/h ； ◆氢气进料量：氢：247.186kmol/h，氮：8.282kmol/h, 甲烷：18.786kmol/h； ◆苯进料条件： 3500KPa, 40℃, 液相； ◆氢气进料条件：2910KPa, 65℃, 气相
化工过程模拟和优化
苯加氢生产环己烷
过程设计
指导教师： 钱 宇、 陆恩锡 教授
学
生：
张旭东、陈 颖、郭平生
设计任务
设计项目：环己烷合成过程设计 产品名称：环己烷 产品规格：纯度99.9% 生产能力：47700吨/年
产品用途：
●环己烷是用于生产环己醇、环己酮和己二酸的原料， 也可用作有机溶剂等。 ●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：可纯纺和混纺作衣料、 针织品、地毯等；工业：作轮胎的帘子线、帐篷、绳 索、降落伞等。
反应系统设计
反应方程式 反应器型式
反应在两串联的反应器中进行。前者鼓泡床反应器，有利于利用均相催化 剂进行液相苯加氢反应；后者固定床反应器，有利于利用LD143催化剂进行气 相苯加氢反应。由于为强放热反应，反应器型式的选择应考虑有利于散热。
+ 3H 2 + 2.135 x 10 KJ/Kmol
5
☆体积缩小、产生大量热的平衡反应
+ 3H2
Ni 150~250 C, 23~53 大气压
Aspen8.0环己烷生产过程作业

Aspen8.0环己烷生产过程作业

环己烷生产过程原题环己烷可以用苯加氢反应得到，反应如下:C6H6+ 3 H2= C6H12在进入固定床接触反应器之前，苯和氢气进料与循环氢气和环己烷混合。

假设苯转化率为99.8%。

反应器出料被冷却，轻气体从产品物流中分离出去。

部分轻气体作为循环氢气返回反应器。

从分离器出来的液体产品物流进入蒸馏塔进一步脱除溶解的轻气体，使最终产品稳定。

部分环己烷产品循环进入反应器，辅助控制温度。

流程模拟目的:创建一个流程来模拟环己烷生产过程灵敏度分析目的:用灵敏度分析研究环己烷流程中循环流率的变化对反应器负荷的影响。

A:在精馏塔环己烷摩尔回收率为0.9999的前提下(使用塔自身的设计规定，通过Bottom rate 在97到101 kmol/hr之间改变来满足要求)，当LFLOW中的循环分流分率从0.1到0.4改变时，绘制反应器负荷(模块REACT)随之变化的曲线。

B:除改变循环分流分率外, 把苯转化率从0.9 改变到1.0，制成反应器负荷表，绘制参数图，显示反应器负荷对循环分流分率和苯转化率的依赖关系。

设计规定目的:对于环己烷用流程，采用设计规定，通过改变循环流率确定反应器热负载。

环己烷生产流程是现有装置的一个模型。

围绕反应器的冷却系统能够处理的最大负荷为4.7 MMkcal/hr。

确定所需的循环环己烷量以保证该反应器的冷却负荷为该量。

流程模拟运行结果如下标定回收率使用塔自身的设计规定，令己烷摩尔回收率为0.9999，（过Bottom rate 在 97到 101 kmol/hr 之间改变来满足要求)Heat and Material Balance TableStream ID BENZENEC6H12-RE COOL-OUT FLASH-BO FLASH-UP H2H2-RECYL PRODUCT PURGE RAD-IN RAD-UP REAC-OUT From SPLIT-2COOLER FLASH FLASH SPLIT-1RADFRACSPLIT-1SPLIT-2RADFRACREACTOR To COOLER COOLER REACTOR SPLIT-2SPLIT-1COOLER COOLER RADFRAC FLASH PhaseLIQUID LIQUID VAPOR LIQUID VAPOR VAPOR VAPOR LIQUID VAPOR LIQUID VAPOR VAPOR Substream: MIXED Mole F low k mol/hrH2 0.0 .2752255 569.3716 .9174185 268.8568 321.7500 247.3483 3.80374E-7 21.50855 .6421929 .6421926 269.7742 C6H6 100.0000 .0571910 100.0659 .19063699.49495E-3 0.08.73535E-3 .13240497.59596E-4 .1334458 1.04098E-3 .2001319 C6H12 0.0 42.57315 48.69969 141.9105 6.654996 0.0 6.122597 98.86750 .5323997 99.33734 .4698470 148.5655 N2 0.0 .0551194 19.19842 .1837316 19.01469 1.650000 17.493519.15663E-7 1.521175 .1286121 .1286112 19.19842 CH4 0.0.521533269.014681.73844467.276246.60000061.894149.88250E-55.3820991.2169111.21681269.01468Mass F racH2 0.0 1.54205E-4 .0780385 1.54205E-4 .1996415 .8100389 .19964159.2039E-11 .1996415 1.54205E-4 .0202143 .0369754 C6H6 1.000000 1.24165E-3 .5314490 1.24165E-3 2.73202E-4 0.0 2.73202E-4 1.24144E-3 2.73202E-4 1.24165E-3 1.26969E-3 1.06290E-3 C6H12 0.0 .9958495 .2786680 .9958495 .2063123 0.0 .2063123 .9987584 .2063123 .9958495 .6174463 .8501171 N2 0.0 4.29159E-4 .0365663 4.29159E-4 .1962101 .0577262 .1962101 3.07891E-9 .1962101 4.29159E-4 .0562569 .0365663 CH4 0.0 2.32545E-3 .0752781 2.32545E-3 .3975629 .1322348 .3975629 1.90301E-7 .3975629 2.32545E-3 .3048126 .0752781Total F low k mol/hr 100.0000 43.48222 806.3504 144.9407 361.8122 330.0000 332.8673 99.00000 28.94498 101.4585 2.458504 506.7530Total F low k g/hr 7811.364 3597.944 14707.93 11993.15 2714.782 800.7138 2497.599 8331.159 217.1826 8395.202 64.04269 14707.93Total F low l/min 151.9238 80.77090 20586.21 269.2363 7614.160 5994.646 7005.027 245.9160 609.1328 188.4654 86.46968 14923.11Temperature C 40.00000 50.00000 150.0000 50.00000 50.00000 50.00000 50.00000 207.3143 50.00000 50.00000 115.4335 200.0000Pressure bar1.000000 21.50000 23.00000 21.50000 21.50000 25.00000 21.50000 15.00000 21.50000 21.50000 15.00000 22.00000Vapor Frac 0.0 0.0 1.000000 0.0 1.000000 1.000000 1.000000 0.0 1.000000 0.0 1.000000 1.000000Liquid Frac 1.000000 1.000000 0.0 1.000000 0.0 0.0 0.0 1.000000 0.0 1.000000 0.0 0.0Solid Frac 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0Enthalpy cal/mol 12235.68 -35784.99 467.0097 -35784.99 -3664.932 -175.7463 -3664.932 -28778.35 -3664.932 -35784.99 -13382.17 -8462.872Enthalpy cal/gm 156.6394 -432.4722 25.60343 -432.4722 -488.4433 -72.43072 -488.4433 -341.9761 -488.4433 -432.4722 -513.7217 -291.5833Enthalpy cal/sec 3.39880E+5-4.3223E+5 1.04604E+5-1.4408E+6-3.6834E+5 -16110.08-3.3887E+5-7.9140E+5 -29467.05-1.0085E+6 -9138.921-1.1913E+6Entropy cal/mol-K -58.67645 -140.9674 -14.40041 -140.9674 -9.842256 -5.942594 -9.842256 -124.8334 -9.842256 -140.9674 -33.20843 -36.22653Entropy cal/gm-K -.7511678 -1.703633 -.7894912 -1.703633 -1.311725 -2.449135 -1.311725 -1.483408 -1.311725 -1.703633 -1.274822 -1.248164Density mol/cc .01097048.97234E-3 6.52824E-48.97234E-37.91972E-49.17485E-47.91972E-4 6.70961E-37.91972E-48.97234E-3 4.73866E-4 5.65960E-4Density gm/cc .8569388 .7424175 .0119075 .7424175 5.94240E-3 2.22619E-3 5.94240E-3 .5646344 5.94240E-3 .7424175 .0123439 .0164263Average MW 78.11364 82.74518 18.24012 82.74518 7.503289 2.426406 7.503289 84.15312 7.503289 82.74518 26.04946 29.02386Liq Vol 60Fl/min 147.515277.25435821.9977 257.5145 328.9738 294.5679 302.6559177.6411 26.31791 180.26022.619014586.4883最后计算得敏感性分析A:当LFLOW中的循环分流分率从0.1到0.4改变时，绘制反应器负荷(模块REACT)随之变化的曲线。

苯加氢制环己烷

苯加氢制环己烷

四、苯加氢制环己烷环己烷主要占总产量90%以上用来生产环己醇、环己酮及己二酸,后三者是制造尼龙-6和尼龙-66的重要原料;环己烷还用作树脂、油脂、橡胶和增塑剂等的溶剂;用作尼龙原料的高纯度的环己烷主要由苯加氢制得;工业上苯加氢生产环己烷有气相法和液相法两种;虽然美国杜邦公司早已开发成功气相加氢工艺,但大多数工厂仍采用液相加氢工艺,例如美国的Uop公司,法国石油研究所IFP等;气相法的优点是催化剂与产品分离容易,所需反应压力也较低,但设备多而大,投资费用比液相法高;1.反应原理1化学反应在反应条件下,苯与氢可能发生下面各种反应:＋nＨ２→Ｃ＋ＣＨ４4反应1若为气相法固定床,用还原Ni作催化剂,反应温度为65～250℃,压力0.5～3.5MPa;若为液相加氢,采用骨架镍或还原Ni为催化剂,反应温度为160～220℃,压力2.7MPa左右,环己烷收率在99%以上;反应2和4在250℃左右的低温下不显着,它们可能是由第Ⅷ族金属催化的氢解型机理引起的,也可能是由双功能催化剂的加氢裂解型机理引起的;双功能催化剂为具有加氢催化活性的某些金属如Pt,Pd或Ni负载在酸性载体SiO2或SiO2/Al2O3上构成,在载体上往往存在强酸中心,它对反应2和4有明显促进作用;因此,选择非酸性载体可以避免这种加氢裂解作用;反应3是环己烷的异构化,它往往被酸催化,在200℃下,异构化反应达到平衡时环己烷生成甲基环戊烷的转化率为68%,将温度升高到300℃时其转化率达83%,因此也必须选择不会引起这种异构化反应的催化剂;在镍催化剂上,250℃时才开始产生甲基环戊烷;2热力学平衡由反应1可知,苯加氢生成环己烷的反应是一个放热的体积摩尔数缩小的可逆反应;在127℃时的平衡常数为7×107,在227℃时为1.86×102;氢压和温度对环己烷中苯的平衡浓度的影响示于图3-2-18;由图3-2-18可见,低温和高压对反应是有利的;相反,反应2和4则受到抑制;环己烷异构化反应是一个等摩尔反应,压力对反应影响不大;温度对反应3平衡的影响示于图3-2-19;由图3-2-19可知,甲基环己烷的平衡浓度随温度的提高而上升;为抑制这一副反应,也要求催化剂在较低温度下就有高的苯加氢活性,而且在催化剂上不存在酸性中心;3催化剂和催化机理对苯加氢有催化活性的金属有:Rh,Ru,Pt,W,Ni,Fe,Pd和Co等;常用金属按活性排列为:Pt>Ni>Pd加氢活性的比例为:K Pt：K ni：K Pd=18：7：1这表明铂的活性比镍高2.6倍;但铂的价格为镍的几百倍,因此选择镍作为催化剂活性组分更经济;如前所述,苯加氢有气相和液相两种方法,对液相加氢而言,要求催化剂是细微颗粒粉末,粒度为20～100μm,能悬浮在反应液中进行液-固相加氢反应;考虑到反应要求低温高活性,而且苯环加氢比烯,炔加氢困难,工业上都选用骨架镍催化剂;用这种催化剂在3.5MPa的压力和不产生副反应的温度200℃下,反应速率很容易达到每克镍每分钟转化0.15mol苯的水平;骨架镍催化剂的制备过程为:先由镍和铝重量比为1在1500～1600℃下制成镍铝合金,然后研磨至粒度为0.04～0.25mm,再用氢氧化钠浸出铝,最后经洗涤和干燥得到高活性,多孔和高强度的骨架催化剂;由于活性高,在空气中极易自燃,故一般将它浸在乙醇中出售或经表面钝化处理变成不自燃的干燥粉末后出售;成品为黑色粉末,镍含量为65%,松密度为2.4g/cm3;苯的气相加氢催化剂为负载型Ni催化剂,要求载体有足够的强度承受工业条件下的机械应力,有足够的比表面积和适宜的孔径分布,能负载足够数量的镍盐氧化镍;此外,还要求载体对副反应没有催化活性;符合上述条件,工业上应用的载体有高纯度氧化铝球Φ2～4mm,SiO2和硅藻土等,比表面积210m2/g,松密度0.91g/cm3,孔隙度0.4cm3/g;现在,工业上应用较多的液相催化剂牌号为法国的NiPS2,气相催化剂牌号为法国的LD143催化剂,它们都是由法国石油研究所IFP开发成功;除上述镍催化剂外,也有采用Ni-Pd催化剂,硫化镍和硫化钯催化剂;硫化物催化剂虽然不怕原料苯中硫化物的毒害,但要求高温450℃和高压31.0MPa;关于催化加氢反应机理,即使像乙烯加氢这样一个简单的反应,认识也不一致;分岐主要集中在①氢是否也发生化学吸附;②作用物在催化剂表面是发生单位独位吸附还是多位吸附;③氢与吸附在催化剂表面的作用物分子是怎样反应的;以苯加氢生成环己烷为例,就提出了两种不同的机理,一种认为苯分子在催化剂表面发生多位吸附,形成,然后发生加氢反应,生成环己烷;近年来又提出了另一种观点,认为苯分子只与催化剂表面一个活性中心发生化学吸附即独位吸附,形成π-键合吸附物,然后吸附的氢原子逐步加到吸附的苯分子上,即上述二种反应机理,还留待进一步实验验证;4反应动力学Louvain的动力学学派专门研究过在镍催化剂上苯加氢的反应动力学;研究表明,在骨架镍催化剂催化下,苯在高压、液相、温度低于200℃下加氢,苯转化率从低升至90%以上,反应对苯为零级,当转化率在95%以上时,对苯的反应级数变得接近于1;对氢而言,在所研究的压力范围内对氢为零级反应;实验结果示于图3-2-20;这一实验结果可用苯和氢之间的非竞争吸附来解积,并可用下列速率方程式表示:图3-2-20液相苯加氢反应动力学级数的实验测定式中:b B—苯的吸附系数;b c—环己烷的吸附系数C B—苯的浓度;Cc—环己烷的浓度;PH2—氢分压.直到转化率为90%都观察到对苯为零级反应这一现象说明苯在催化剂上强烈吸附,在0～90%这一范围内r等于k,活化能接近54.36kJ/mol;对芳烃在高转化率下的反应级数还没有确切的解释;有可能是因为,在苯浓度很低时,b B C B项与1+bcCc相比变得可以忽略不计,也有可能是因为扩散阻力造成的;对气相催化加氢,经实验测定,有如下动力学方程:r=kp0.5H2反应温度<100℃r=kp0.5苯p３Ｈ２反应温度>200℃上列第二式表明,当反应温度大于200℃,氢压的变化对反应速度十分敏感;2.工艺条件的选择1原料的精制原料氢气可来源于合成气,石脑油催化重整气,石油烃蒸气热裂解气以及甲苯烷基化装置来气体,其中的氢含量可在57%～96%之间波动;原料氢气中水和CO会使催化剂中毒,可通过甲烷化让CO转变为对催化剂无毒害的甲烷;接着进行干燥以除去由甲烷化产生的水分;要求水分不得超过反应温度下水在环己烷中的溶解度,若超过,产生的游离水会导致催化剂聚结和失活;氢气中的硫主要是H2S太高,如超过5ul·l-1,则也要用碱液吸收精制方可投入装置使用;苯中的硫化物含量要严格控制,在反应条件下,硫化物会与催化剂反应,生成镍的硫化物和硫醇盐,例如,就噻吩而言,有下面的反应:镍的硫醇盐和镍的硫化物都没有活性;当镍吸附其重量的0.5%～2%的硫时,就会完全失活;为保护催化剂的活性,延长催化剂的使用寿命要求原料苯中硫含量小于5ul·l-1;2反应温度液相加氢反应温度控制在180～200℃,气相加氢反应温度稍高,采用贵金属催化剂和列管式反应器时为220～370℃,采用绝热式反应器和镍催化剂时为200～350℃;在上述温度范围内,催化剂已具有足够快的反应速度,而副反应则不十分明显;3操作压力液相法一般维持在2.0～3.0MPa,以保证主反应器中液相的稳定;在此压力下,由液相蒸发带走的反应热约占总反应热的20%,其余80%由器外换热器移走;气相法操作压力为3.0～3.5Mpa;4空速IFP的NiPS2骨架镍催化剂性能优良,在硫含量为1ppm时,1kg镍可以加氢10t苯,在重量空速WHSV为5的条件下操作,不添加新鲜催化剂的周期寿命可长达2000h;苯的转化率在反应开始时可达99.99%,周期末降至95%;3.CST反应器在苯加氢工艺中的应用气相法有列管式和绝热式两种;液相法,例如IFP法苯加氢工艺采用二个化学反应器;主反应器选用连续搅拌槽式CST反应器;为使催化剂很好的悬浮在反应液中,并使反应热用器外换热器及时移走,除采用氢气鼓泡外,反应液还用泵在换热器和反应器之间作强制循环,以保持固-液-气三相的良好接触;采用CST反应器的优点是可以利用自体致冷作用排除反应热,反应温度也容易控制,不足之处是它属全返混流反应器,转化率不可能很高;由前述反应原理可知,当转化率在95%以下时,反应对苯为零级,此时反应速度很快,对CST反应器,转化率达到95%以上并非难事,再加上它有上述优点,因此选用它作为液相加氢反应器是合适的;工业级环己烷要求苯含量小于1000ug·g-1,即环己烷纯度在99.9%以上;因此,除CST图3-2-21IFP苯加氢工艺的方块图图3-2-22海德拉法流程图图3-2-23IFP法苯加氢生产环己烷工艺流程图反应器外,还需增设一台反应器对反应液作进一步加氢处理;此时若再增设一台CST反应器显然不合适,所需设备多,反应时间长而且转化率达到99.9%以上仍有一定难度;比较合适的是增设一台称之为精制反应器的气相加氢反应器,它属活塞流反应器,转化率可以很高,由于加氢负荷小只有5%的苯,使用催化剂量少,设备也可做得较小;此外,从观察小反应器中温度的变化还可发现主反应器催化剂活性是否正常,若催化剂失活严重,精制反应器因加氢负荷明显增高,温度会迅速上升;图3-2-21示出了IFP法工艺的方块图;由图3-2-21可知,氢气中的CO经甲烷化反应,脱除率可达97%以上CO残留量为300ul·l-1;环己烷经精制反应器后,其中的苯约为20ug·g-1;ul·l-14.工艺流程1气相法工艺流程气相法有贝克森法、HA-84法、海德拉法、霍德赖法等,其中海德拉法是现有的苯加氢方法中第一个工业化的方法;图3-2-22为海德拉法流程简图;采用三个绝热反应器;反应热通过在反应器间设置的冷却器消除图中末画出,原先采用铂催化剂,以锂盐为助催化剂,后来自行研制出镍催化剂;铂催化剂抗硫性能好,允许苯中硫化物的硫含量达300ul·l-1,但价格昂贵;反应温度200～350℃,为保证苯的高转化率,最后一台反应器出口温度应保持在275℃以下;ｎ氢/ｎ苯通过循环保持在2∶1时,反应器的压力保持在3.0MPa左右,气体每间隔一段时间须放空,务必使系统中气体的氢含量始终保持在30%以上;2液相法工艺流程图3-2-23示出了IFP 法苯加氢生产环己烷工艺流程;进料中氢与苯的克分子比为3.5∶1或更大,以环己烷计的收率在99%以上;。

萃取精馏分离苯和环己烷的过程模拟

萃取精馏分离苯和环己烷的过程模拟


1
目录
萃取精馏分离苯和环己烷的过程模拟 ................................................................................... 1 1 苯和环己烷分离分析 ....................................................................................................... 4 1.1 苯和环己烷分离面临的问题 .................................................................................... 4 1.2 苯和环己烷分离常用的方法 .................................................................................... 4 1.3 苯和环己烷分离流程模拟发展 ................................................................................ 5 2 原料与萃取剂的性质 ....................................................................................................... 5 2.1 苯的物化性质 ............................................................................................................ 5 2.1.1 苯的物理性质 ......................................................................................................... 5 2.2 苯的合成方法 ............................................................................................................ 7 2.3 环己烷 ........................................................................................................................ 7 2.3.1 环己烷物理性质 ..................................................................................................... 7 2.3.2 环己烷的化学性质 ................................................................................................. 7 2.4 二甲亚砜物化性质 .................................................................................................... 8 2.5 N 一甲基吡咯烷酮物化性质...................................................................................... 8 3 设计依据 ........................................................................................................................... 8 4 ASPEN PLUS 全流程模拟 ................................................................................................... 8 4.1 Aspen Plus 工艺模拟流程图的建立........................................................................... 8 4.2 工艺流程简述 ............................................................................................................ 9 4.3 全流程模拟结果 ........................................................................................................ 9 4.3.1 物料平衡表 ............................................................................................................. 9 4.3.2 热量平衡表 ........................................................................................................... 10 5 甲苯循环塔的工艺结构计算 ......................................................................................... 10 5.1 塔径的初步计算 ...................................................................................................... 11 5.2 降液管设计 .............................................................................................................. 14 5.3 溢流堰设计 .............................................................................................................. 14 5.4 底隙高度设计 .......................................................................................................... 15 5.5 受液盘设计 .................................... 15 5.6 塔板布置 .................................................................................................................. 15 5.7 塔盘设计 .................................................................................................................. 16