年产异丙苯10万吨项目初步说明书1 精品Word格式文档下载.docx

1、（1） 厂址应符合国家工业布局，城市或地区的规划要求。（2） 厂址宜选在原料、燃料供应和产品销售便利的地区。（3） 厂址应靠近水量充足、水质良好的水源地。（4） 厂址应尽可能靠近原有交通线，即交通运输便利地区。（5） 厂址地区应具有热、电的供应。（6） 选址时注意节约用地，不占用或少占用良田。厂区的大小、形状和其条件应满足工艺流程合理布置的需要，并应有发展的余地。（7） 选址得注意当地自然环境条件，并对工厂投产后可能造成的环境影响做出预评价。（8） 厂址应避开低于洪水位或在采取措施后仍不能确保不受水淹的地段。（9） 厂址附近应建立生产污水和生活污水的处理装置。（10） 厂址应不妨碍或不破坏农业

2、水利工程，就尽量避免拆迁。（11） 厂址应具有满足建设工程需要的工程地质条件和水文地质条件。（12） 散发有害物质的工业企业厂址，应位于城镇相邻工业企业和居住区全年最小频率风向的上风侧，且不应位于窝风地段。2.2厂址选定黑龙江省大庆市龙凤区,龙凤区位于黑龙江省西部、大庆市东部，是大庆中心城的 “三颗星”之一，东部与大庆高新技术产业开发区隔路相望，西邻大庆石油管理局采油二厂、四厂，北靠大庆市人民政府，南与安达市接壤。龙凤区地域广阔，共分龙凤、卧里屯、兴化三个区块。下辖一镇龙凤镇，面积410平方公里，人口20万， 其中，农村人口2.3万，现有耕地面积4.5万亩，草原面积10.3万亩，荒水面积8.8

3、万亩。有“一田三草二水五分荒”之称，极具开发前景。2.3地理位置大庆市龙凤区位于大庆市东部，是三个中心城区之一。辖区面积410平方公里，人口35.24万。区辖1个镇、5个街道办事处，辖区内有大庆石化总厂、大庆石化公司等中、省、市直企业38家。大庆石油化工总厂、大庆石化公司创建于1962年，经过40多年的发展，已经形成了油、化、纤、肥、塑一体化的生产格局。现有生产装置和辅助装置112套，原油一次加工能力600万吨/年，年产汽、煤、柴、润四大类产品300多万吨。可生产石油化工产品77种303个牌号，产品畅销全国28个省、市、自治区，远销世界29个国家和地区。大庆石化已成为我国重要的石化产品生产基地

4、之。2.4原料和市场中石油大庆石化公司位于大庆市每年的生产大量石油苯和丙烯为我公司提供了充足的原料来源。本区有大庆石化总厂、大庆石化公司等中、省、市直企业38家，已经形成了油、化、纤、肥、塑一体化的生产格局。2.5自然状况大庆光照充足，降水偏少，冬长严寒，夏秋凉爽。全市年平均气温4.2 ，最冷月平均气温-18.5 ，极端最低气温-39.2 ；最热月平均气温23.3 ，极端最高气温39.8 ，年均无霜期143天；年均风速3.8m/s，年16级风日数为30天；年降水427.5 mm，年蒸发 635 mm，年干燥度为1.2，大陆度为78.9；年日照时数为2726小时，年太阳总辐射量491.4KJ/c

5、m2。由于地处温带季风性气候所以受温带和季风共同影响，大庆市年气候变化多端，春夏秋冬四季，寒来暑往，周而复始的循环。冬季受大陆冷高压控制影响，盛行偏北风，寒冷少雪，热量严重匮乏；夏季受副热带海洋气团影响，盛行偏南风，夏季前期干热，后期降水集中且变率大，时有旱涝；春秋两季为过渡季节，春季冷暖多变，干旱多风，风借旱情，旱助风威，水资源严重匮乏；秋季多寒潮，降温急剧，春温高于秋温，春雨少于秋雨。大庆市气候受大陆的影响远甚于海洋，陆地因素在气候形成中起决定作用，全市大陆度K在76.281.0之间（远大于50），为典型的大陆性气候。由于气候的大陆性和季风交替共同影响，在春季的增温和秋季的降温过程中，温度

6、升降频繁且剧烈；同时，由于晴天日数多，昼夜温度变差大。年日照时数在2600至2900小时，生长期（五至九月）日照时数为1300至1350小时。年降水量在400至550毫米之间，生长期降水量一般在350至480毫米之间，占年降水量的85%以上。3 工艺流程设计及优化3.1设计目标3.1.1概述本项目的目标是为中石油大庆石化建立一座以异丙苯为主要产品的分厂。要求以丙烯和苯为原料，其中丙烯由中石化生产过程催化裂化生产出来，苯由外购入，两者在优化的化工工艺中反应生成异丙苯，异丙苯作为中间产物或其他用途售予其他化工厂或单位个人。尽量采取可可行的措施减少系统对环境的不利影响，并对排出的污染物提出合理的治理

7、方案。3.1.2生产规模由于各行业对异丙苯的需求，本场建设规模定为每年生产异丙苯10万吨。3.2 合成异丙苯基本工艺流程 目前工业上合成异丙苯所用的催化剂不尽相同，但其工艺流程基本相同。原料丙烯经过预处理进入到烷基化反应器，原料苯经过预处理送到苯塔，在苯塔中进行脱水后由侧线才出送到烃化和反烃化反应器进行反应，反应液混合后送入分离系统，即依次送到苯塔，异丙苯塔，二异丙苯塔进行分离，在苯塔塔顶脱出苯，水等组分，在异丙苯塔顶得到产品异丙苯，二异丙苯塔侧线得到二异丙苯送回反烃化反应器，副产物重芳烃由二异丙苯塔釜采出。4图 3-1 合成异丙苯原工艺流程简图异丙苯合成过程中存在的问题是：二异丙苯由二异丙苯

8、塔侧线采出返回反烃化反应器进行反应，而烃化反应生成的重芳烃三异丙苯没有经过任何处理直接有塔釜排除，既造成了重组分的排放也增加了单位产品的原料消耗和能量消耗。针对此问题，本节对异丙苯合成过程中的分离工段的二异丙苯塔进行了优化，从而对异丙苯合成工艺进行节能改造。53.3 二异丙苯的优化3.3.1 优化流程在二异丙苯塔中增加一个下侧线采出以回收三异丙苯。采出物进入反烃化反应器。三异丙苯和反烃化反应器中多余的苯发生反应生成二异丙苯，二异丙苯进一步反烃化生成异丙苯。因此在苯与丙烯进料不变的情况下，异丙苯产量增加，从而降低了单位产品的能耗。图 3-2 合成异丙苯优化流程工艺3.3.2优化流程分析1） 二异

9、丙苯塔下侧采出时苯塔冷凝器和再沸器能耗，图3-3说明，随下侧采出量的增加，冷凝器和再沸器的热负荷都逐渐增加，但因为总产量的增加而是单位产品上的冷凝器和再沸器负荷逐渐降低，与原流程相比，单位产品苯塔冷凝器负荷最大可降低5%，单位产品再沸器负荷最大可降低1.65%。6由此说明二异丙苯塔增加一个下线采出时，苯塔能够达到节能降耗的目的。8（a）1-冷凝器负荷；2-单位产品的冷凝负荷，采出量为零时即为原流程（b）1-再沸器热负荷；2-单位产品的再沸器负荷图 3-3 随二异丙苯塔新增侧线采出量变化苯塔热负荷变化曲线2） 二异丙苯塔下侧采出量的变化对异丙苯塔冷凝器和再沸器能耗的影响 图二说明随二异丙苯塔下侧

10、采出量的增加，异丙苯塔的冷凝器和再沸器的热负荷逐渐增加，但因为异丙苯塔顶产品总量增加从而使单位产品上的冷凝器和再沸器负荷都逐渐降低，由此说明二异丙苯塔增加一个下侧线采出时，异丙苯塔能够达到节能降耗的目的。3） 二异丙苯塔下侧采出量的变化对二异丙苯塔冷凝器和再沸器能耗的影响图三说明，随着二异丙苯塔下侧采出量的增加，二异丙苯塔的冷凝器和再沸器的热负荷迅速下降，之后基本保持不变，单位产品的冷凝器和再沸器负荷亦是如此，由此说明二异丙苯塔增加一个下侧线采出时，二异丙苯塔本身也能够达到节能降耗的目的。7,8（a）1-单位产品的冷凝负荷；2-冷凝器负荷2-单位产品的再沸器热负荷图 3-4 随二异丙苯塔新增侧

11、线采出量变化异丙苯塔热负荷变化曲线4） 整个分离过程中所有冷凝器和再沸器总热负荷 表3-1给出了优化流程与原流程冷凝器和再沸器热负荷对比情况，二异丙苯塔新增侧线采出量不同时，整个工艺流程中的冷凝器总负荷（苯塔、异丙苯塔和二异丙苯塔中冷凝器负荷之和）及总的再沸器负荷不同，可见单位产品总冷凝器负荷最大可降低5.47%，单位产品再沸器负荷最大可降低4.25%。图 3-5 随二异丙苯塔新增侧线采出量变化二异丙苯塔热负荷变化曲线表3-1 随侧线采出量的增加异丙苯产量和三异丙苯回收量的变化表下线采出量/kgh-1产量/kmol异丙苯塔顶中异丙苯摩尔分数/%三异丙苯采出率/%109.1897.280.001

12、00113.222.10200113.5297.3931.61300113.8997.6444.42400114.2597.5372.14500114.8397.6079.96600115.0297.5891.34700115.5596.153.4泡点反应器合成异丙苯 苯与丙烯催化反应器主要有:固定床反应器、固定床催化精馏塔和悬浮床催化精馏塔。一般在固定床催化精馏塔中催化剂的构件的内传质问题严重，而且催化剂再生困难，为降低异丙苯等的进一步烷基化反应大都采用过量的苯烯比，选择高的苯烯比，有利于提高催化剂的稳定性及异丙苯的比例。苯烯比低时，催化剂失活速率很快。这是由于过量的丙烯齐聚生成的长链烯烃和

13、苯烷基化生成了大分子的烷基苯低。苯烯比增加，催化剂稳定性提高。7但是苯烯比过高，烃化液中苯的比例增加，就会给后续的分离过程增加负荷。因为苯与丙烯生成异丙苯为放热过程，故我们可以利用反应热来汽化部分苯以实现苯与烃化产物的初步分离，降低分离工段的分离分离负荷，最终实现整个工艺的节约降耗。 因此下面采取泡点反应器来代替原固定床反应器，主要考察和验证采用结构化催化剂和苯蒸发散热的新工艺，以实现低苯烯比下合成异丙苯的优化流程。3.4.1优化流程 用泡点反应器代替原有的固定床反应器，分离工段以及反烃化装置与原工艺相同。图3-6给出了泡点反应器简图。由于苯与丙烯反应为放热反应，泡点反应器即利用反应热部分汽化

14、苯从而降低分离工段的分离负荷，从而实现节能降耗。图 3-6 泡点反应器3.4.2分离过程节能降耗分析 采用泡点反应器时分离工段中各塔冷凝器和再沸器负荷列于表3-2中，可见，采用泡点反应器合成异丙苯大大降低了分离工段的能量消耗，对苯与丙烯合成异丙苯工艺流程是一很大的优化，此优化流程可用于工业生产中。表 3-2 采用泡点反应器时分离过程能耗统计原流程泡点反应器总负荷/MKJ单位产品负荷/KJ总负荷/ MKJ单位产品负荷/ KJ脱苯塔冷凝器11.7728107.8329.820688.45124再沸器9.118283.517447.177264.64292异丙苯塔7.325767.099176.12

15、0955.129145.923654.256754.704342.37024二异丙苯塔1.713615.433891.84516.899131.373312.36891整个流程冷凝器25.0221229.18817.6551159.0143整个流程再沸器16.8868154.673313.2548119.3821 3.4.3同时采用泡点反应器和新增二异丙苯塔新增侧线采出同时采用泡点反应器和增加二异丙苯苯塔下侧线采出两种优化方法，对异丙苯工艺流程进行模拟计算，计算结果列于表3-3和表3-4中。表3-3给出了从分离过程和反应器两方面同时对流程进行优化时整个分离工段单位产品上冷凝器和再沸器能量消耗，

16、可以看出，采用泡点反应器并且新增加的二异丙苯塔侧线采出量为270 Kgmol-1时，整个工艺流程中，单位产品总冷凝器负荷由原来流程的195.06 KJmol-1降到157.27 KJmol-1，降低了19.37 %；单位产品总再沸器负荷由原流程的154.67 KJmol-1,降到118.13 KJmol-1，降低了23.62 %。异丙苯工艺流程的大送进一步优化。表 3-3 综合优化异丙苯工艺过程时能耗统计表项目新增侧线采出量/Kg冷凝器负荷/MKJ11.779.839.867.336.156.166.172.21.661.68总冷凝器负荷21.317.6517.717.72再沸器负荷/MKJ9

17、.127.27.227.235.924.744.751.851.321.331.34总再沸器负荷16.8913.2613.313.31表 3-4 综合优化异丙苯工艺过程时单位产品能耗统计表107.8387.8587.6287.5467.1054.9854.8254.820.1314.8714.93195.06157.7157.45157.2783.5264.2964.1864.1454.2642.3142.242.1416.911.8311.85154.67118.44118.33118.133.5 催化精馏合成异丙苯3.5.1 催化精馏合成异丙苯的操作特性 1）Aspen Plus 7.1模

18、拟固定床催化精馏塔 采用固定床催化精馏反应器合成异丙苯，固定床催化精馏塔共分为41快理论塔板（包括冷凝器和再沸器）。塔顶冷凝器选择全凝器，全凝器为第一块塔板，塔釜再沸器为第41块。操作压力0.7 Mpa，苯进料100 Kmolh-1,回流量960 Kmolh-1，催化精馏塔采用全回流操作。苯在塔顶进料，丙烯在塔中部进料（第21块塔板），反应体积3m2。采用Aspen Plus7.1进行模拟计算，选择用于严格多级分离模型的RadFrac，热力学方程选择UNIFAC活度模型。为简化计算，假设塔内只有苯、丙烯、异丙苯和二异丙苯四种组分，存在如下反应。烷基化反应： B + P I 式（1） P + I

19、 D 式（2）烷基转移反应： D + B I 式（3）其中B苯P丙烯I异丙苯D二异丙苯对于烷基化反应两式，采用动力学模型，烷基化反应动力学数据见下式子，烷基转移反应采用平衡模型，平衡常数K见下式。 式（4） 式（5） 式（6）其中:cB苯的摩尔浓度cP丙烯的摩尔浓度cI异丙苯的摩尔浓度r1、r2反应速率2）固定床催化精馏塔操作特性催化精馏塔内气液相摩尔流率分布，气象负荷变化不大，所以塔径设计比较方便，反应段和提馏段可以采用同一塔径。由固定床催化精馏塔内液相摩尔分率的分布情况，可以看出：塔顶苯的摩尔分数几乎为100%，即为纯苯回流，相应的塔顶温度大致为苯在操作压力下的沸点；在塔釜塔板上苯浓度急剧

20、下降，重组分异丙苯和二异丙苯浓度相应增大，同时塔釜温度急剧升高；由上可知，催化精馏塔内温度分布和组成分布可以看成一一对应且相互联系的。3.5.2 固定床催化精馏塔合成异丙苯工艺流程1）工艺流程及进料说明采用固定床催化精馏塔来代替原有烃化反应器，分离工段和反烃化器都保持不变。2）分离工序能耗分析表3-5给出了采用固定床催化精馏塔时整个分离过程中的能耗，可以看出，采用固定床精馏时，整个工艺流程中总冷凝器负荷降低了31.40%，单位产品总冷凝器负荷降低了36.37%；总再沸器负荷降低了16.25%，单位产品总再沸器负荷讲的了23.63%。表3-5 整个流程能量消耗表固定床催化精馏总负荷/（GJh-1

21、）单位产品负荷/（kJmol-1）苯塔11.77 107.839.12 83.526.87 58.418.11 68.887.33 67.105.92 54.266.55 55.695.00 42.452.20 20.131.85 16.901.18 10.831.04 8.8421.30 195.0616.89 154.6714.61 124.1214.14 120.163.6 烷基化和烷基转移反应同时进行的固定床催化精馏固定床催化精馏塔主要应用在苯与丙烯催化反应合成异丙苯的烷基化反应过程中，而二异丙苯和苯的烷基转移反应在另一个固定床反应器中实现。文献中指出，合成异丙苯的烷基化和烷基转移反应

22、可以在同一个固定床催化精馏塔中实现，从而提高丙烯的转化率和烷基苯的选择性，简化工艺流程并节省设备投资。3.6.1 优化流程图3-7给出了烷基化和烷基转移反应同时进行的固定床催化精馏合成异丙苯的优化流程，催化精馏塔塔釜产物主要是苯、异丙苯和二异丙苯的混合物，它们依次经过苯塔、异丙苯塔和二异丙苯塔，在异丙苯塔塔顶得到目的产品异丙苯，二异丙苯塔侧线采出的二异丙苯重新返回催化精馏塔中循环使用。对于在固定床催化精馏塔中只进行烷基化反应的工艺流程，从二异丙苯塔侧线采出的二异丙不再进入催化精馏塔而是进入一个固定床烷基转移反应器中。7图 3-7 催化精馏合成异丙苯工艺流程3.6.2 优化固定床催化精馏塔的操作

23、特点烷基化和烷基转移反应同时进行的催化精馏塔与仅仅进行烷基化反应的催化精馏塔的一个明显区别是有一股二异丙苯从塔下部进入催化精馏塔内。从图3-8可以看出，在固定床催化精馏塔其他操作参数不变的情况下，进入催化精馏塔的二异丙苯流量F1是影响精馏塔设计和操作的一个重要参数。在催化精馏塔的模拟计算过程中发现，二异丙苯流量F1不能任意给定。进入催化精馏塔的二异丙苯流量F1必须等于从塔釜流出的二异丙苯流量F1。在催化精馏塔塔的模拟过程中，不断调整进入催化精馏塔的二异丙苯流量F1.直至F1=F2，从而确定出F1。固定床催化精馏塔的操作条件是：压力7 atm；塔顶部进料苯100 Kmolh-1；丙烯50 Kmo

24、l回流量960 Kmol全塔理论板数。可得固定床催化精馏塔F1和F2的变化关系。3.6.3不同苯烯比时对优化固定床催化精馏塔的操作特点当进入催化精馏塔的二异丙苯流量F1等于从塔釜流出的二异丙苯的流量F2时，系统才能够在定态下操作。改变丙烯进料量进而改变进料苯烯比（摩尔比），考察F1和F2的变化关系，可得计算结果。随苯烯比增大，操作点（F1=F2的值）变小，当苯烯比等于3时，F1=F2的值已经非常小了，仅为1 Kmol苯烯比大于3时固定床催化精馏优化流程将部存在定态操作点，所以设计操作时苯烯比应当减小，但是设计时，应注意苯烯比不应小于1，以避免丙烯的齐聚反应进而导致催化剂失活。本节提出了现实异丙

25、苯合成过程中存在的问题：烃化反应生成的重芳烃三异丙苯没有经过任何处理直接由塔釜排出，既造成了重组分的排放也增加了单位产品的原料消耗和能量消耗；为限制异丙苯的进一步氧化而采用高苯烯比，从而增大了分离工段的分离任务，造成高能耗。本节给出了本与丙烯合成异丙苯工艺的优化方案：在分离工段的二异丙苯塔下部增加一个侧线采出，以回收重芳烃三异丙苯，达到节能降耗的目的；采用固定床催化精馏塔合成异丙苯。3.7 小结综上可知合成异丙苯的烷基化和烷基转移反应可以在同一个固定床催化精馏塔中实现，从而提高丙烯的转化率和烷基苯的选择性，且能减少精馏时各方面的负荷，简化工艺流程并节省设备投资。故本厂将采用固定床催化精馏塔，以实现苯与丙烯的烷基化及烷基转移反应。分离工段共有三个分离精馏塔，分别为苯塔、异丙苯塔、二异丙苯塔，其中在分离工段的二异丙苯塔下部增加一个侧线采出，以回收重芳烃三异丙苯。4主设备选型设计及Aspen Plus7.1模拟4.1主设备设计原则1.反应器设计原则（1）具有适宜的流体力学条件，流动性能好，有利于热量传递和质量传递；（2）合理的结构，