年产60万吨丙烯和26万吨乙醇项目创新点与特色概述.docx

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1、创新点与特色概述XXX石化年产60万吨丙烯和26万吨乙醇项目目录1.创新部分11.1氢气资源的综合利用11.2逆流移动床51.3预反应器与反应精馏塔的集成72.特色部分102.1复迭压缩制冷102.2丙烯热泵精馏塔122.3丙烷催化脱氢制丙烯工艺中急冷器的CFD模拟及优化141. 概述142. CFD模拟方法143. 结果分析15创新点与特色概述1.创新部分1.1氢气资源的综合利用丙烷脱氢生产丙烯，同时副产大量氢气。氢气与醋酸酯化后生成的醋酸乙酯进行加氢反应，生产高纯度的无水乙醇。本项目年产60万吨丙烯，同时副产2.5万吨氢气。氢气作为副产品的传统路线大致有以下去处：将副产的氢气作为产品储存、

2、外销，以直接获得经济收入；而氢气属于易燃易爆的高危险性气体，会带来储存运输的不便，存在巨大的安全隐患。据市场分析调查，纯度为99%的氢气价格为1.2万元/吨，年产2.5万吨氢气，销售收入约为30000元。进一步考虑储存、运输、销售成本，每年获利约20000万元。因此，若将氢气直接出售，盈利空间有限。将副产的氢气作为燃料，用于丙烷脱氢反应段的段间加热。将氢气用作燃料，虽然可节省燃料费用，但其资源利用率不高，且对整个工艺的安全性带来巨大的挑战。考虑到以上路线的弊端，本项目将氢气用作原料，通过加氢生产高附加值产品。目前国内氢气最广泛的用途是作为合成氨原料，但本项目氢气产量为2.5万吨，与其相匹配的合

3、成氨产能为20万吨/年，不符合国家产业的规划标准。也可将氢气用于精细化工的合成，如苯胺加氢等，但精细化工品的年需求量不高，如二环己胺的年需求量约为7000吨，难以建设与之相匹配的加氢工艺路线。本项目选择醋酸加氢制乙醇路线。利用副产的2.5万吨/年的氢气，与酯化后的醋酸加氢，从而年产26万吨无水乙醇。乙醇是目前世界上生产历史最悠久、产量最大的发酵工业产品，广泛应用于食品、化工、医药、染料、国防等行业，同时是十分重要的清洁能源，不仅可替代四乙基铅作为汽油的防爆剂，还可以制造乙醇汽油，大大减少汽油燃烧时对环境的污染，未来市场前景极为广阔。自2014年开放乙醇进口限制后，大量廉价乙醇涌入国内市场，而我

4、国乙醇的出口长期低水平徘徊。分析华东市场，醋酸酯、氯乙烯等对乙醇需求旺盛，乙醇处于供不应求局面。目前，随着国内甲醇低压羰基化醋酸生产技术的成熟，醋酸行业蓬勃发展，现我国已经成为醋酸生产第一大国。2015年，我国醋酸产能约为900万吨，而醋酸的下游产品如醋酸酯、醋酸乙烯、醋酐、醋酸纤维素市场低迷。每年醋酸的消费需求为600万吨/年，产能利用率不足70%，产能严重过剩。醋酸的市场价格持续低迷，最近3年，醋酸价格在3000元/吨左右。而国内乙醇市场价格逐步攀高，维持在6000元以上。总体看来，醋酸和乙醇的价格差呈现越来越大的趋势。醋酸加氢制乙醇技术丰富了醋酸产品链，也满足了日益增长的乙醇市场需求，可

5、以带来很大经济效益，同时还可以在很大程度上缓解能源危机，实现经济和社会效益双赢。醋酸加氢制乙醇属于间接合成气制乙醇技术的一种。分为醋酸酯化加氢或直接加氢制取乙醇两大路线。醋酸直接加氢流程短，每吨乙醇理论上消耗醋酸1.3吨 ,氢气973立方米，产生水391千焦。目前醋酸价格便宜，且醋酸生产技术成熟，因此醋酸直接加氢生产燃料乙醇有望大型化、规模化。但目前仍需解决如下问题：(1).贵金属催化剂价格高；(2).催化剂的稳定性和活性仍有待进一步提高：(3).催化剂的寿命问题；(4).醋酸的腐蚀性、高温氢腐蚀和氢脆现象对反应材质的要求；(5).固定床反应器的移热问题，醋酸制乙醇为强放热反应，反应热为43.

6、9kJ/mol。因此，醋酸酯化加氢制乙醇工艺受到了广泛的关注。乙酯加氢制乙醇工艺有以下显著特点：加氢采用非贵金属催化剂，加氢过程单程转化率达到98%以上，乙醇选择性达到99%以上；主要工序对设备材质要求低；粗产品中的乙醇浓度高，分离能耗低。该工艺虽然需要增加酯化步骤，但除酯化外均无需特殊材质，设备投资小。且可同时生产醋酸酯和乙醇两种产品。本项目采取醋酸酯化加氢路线制取乙醇。年产26万吨无水乙醇。下面对本项目酯化加氢制取乙醇部分进行总费用估算。设备投资和生产成本所占比重最大，因此对设备及原料费用进行详细核算，其他投资进行简单估算。设备投资：表1-1设备投资表设备类型数量总价（万元）塔设备4295

7、9换热器1272.8泵21.94反应器212000压缩机24800储罐及气液分离器7628.7总计21682其他投资费用：表1-2 其他投资费用一览表项目名称费用设备内部填充物购置费23028.3工艺管道费690.84仪表及自控设备费用9672电气设备费用4559.64生产工具、器具及生产家具购置费3684.6备品备件购置费46.2设备运杂费138.3建筑及安装费用1842.3总计43662即总设备投资约为6.5亿元。生产成本：表1-3生产成本一览表材料名称单价（元）年消耗量总费用（万元）乙酸215035.7万吨76755氢气2.5万吨乙二醇530045.6吨24.17Cu/SiO225000

8、01吨25离子液体5200002.5吨52总计76856.2公用工程消耗：表1-4公用工程一览表材料名称单价消耗量（万吨/年）总费用（万元/年）循环冷却水1.0元/吨54085408中压蒸汽（4MPa）175元/吨5810150低压蒸汽（0.8MPa）150元/吨639450电0.65元/度3500万千瓦时/年2275仪表空气0.12元/Nm31348万m3/年161.76氮气0.2元/Nm31769万m3/年354总计27798.8由上表可估算得到，醋酸酯化加氢制乙醇的成本为5125元，低于发酵法制乙醇成本6800元/吨，因此，本项目选择醋酸酯化加氢路线有较强的市场竞争力，拥有良好的经济效益

9、及社会效益。 采用该方案，每年可联产26万吨乙醇，可产生16.38亿的产值。1.2逆流移动床 本工艺采用的是改进的UOP工艺，将传统的并流移动床改进为逆流移动床反应器。参照重整工艺路线，我们提出了逆流脱氢反应移动床，它实现了催化剂活性与反应难易程度匹配的新理念，催化剂流向与反应物流逆向流动，即再生催化剂依次流经四反、三反、二反和一反、返回催化剂再生系统进行再生，实现了活性最高的催化剂在第三第四反应器中进行难于发生脱氢反应，活性较低的催化剂在第一第二台反应器中进行较容易的脱氢反应。逆流脱氢反应从根本上解决了传统顺流反应反应难易程度与催化剂活性分布不匹配、催化剂循环安排不尽合理的问题。逆流连续脱氢

10、反应可以大大改善反应条件，创立新了新的操作简便的催化剂再生循环方法，与传统工艺对比，具有以下技术特点：催化剂为逆反应物流输送；取消了传统工艺中必须设置的复杂的闭锁料斗及其控制系统；取消再生催化剂粉尘淘析收集系统。逆流移动床流程简介： A.脱氢反应部分经过预处理精制后的丙烷原料与水蒸气稀释剂混合后，经与脱氢反应产物换热并经第一脱氢反应加热炉加热后，进入第一脱氢反应器，在反应器内与催化剂接触进行反应，离开第一脱氢反应器的反应物再送入第二脱氢加热炉加热，再进入第二脱氢反应器直至最后一个反应器，反应产物离开最后一个反应器后进入进料换热器与进料换热。换热后的反应产物经冷却后进入脱氢产物分离罐，在此进行气

11、液相分离。B.催化剂再生部分催化剂循环输送再生催化剂用氢气从再生器提升至第四反应器上部的缓冲料斗，靠重力流经还原罐后进入第四反应器，再从第四反应器底部提升至第三反应器顶部依此类推直至第一反应器。待生催化剂再由第一反应器底部用氮气提升至再生器上部的分离料斗内，靠重力落入再生器内。在再生器内，催化剂自上而下流动，经氮封罐进入再生催化剂提升器，构成反应-再生循环。该工艺在反应和再生系统之间不设闭锁料斗，在催化剂循环输送管线上没有正常操作时需要开关的阀门，催化剂循环和再生为真正意义上的“无阀连续”操作。 催化剂再生结焦失活的催化剂用氮气提升从再生系统顶部进入两段烧焦区，设置两段烧焦区可以避免床层飞温，

12、催化剂永久失活的现象；烧焦结束后进入氧氯化区，注入有机氯化物以保证催化剂处在酸性条件下返回最佳的催化效果。出氧氯化区后进入干燥区，脱除剩余的少量水分后，经氮气提升至第四台反应器的氢气还原室，还原后的催化剂进入反应器。采用逆流移动床的优点：反应部分：1）再生后的新鲜催化剂先进入后部反应器，用于难于进行的反应，使得催化剂的活性得以充分发挥，优化反应条件。2）反应器为单个并列布置，结构简单，制造容易，操作维修方便。催化剂循环部分：1）催化剂由低压向高压的输送采取分散料封提升的方法，不采用闭锁料斗系统，简化了催化剂的输送过程。真正实现了“无阀连续”操作,催化剂流动更加平稳操作。2）因催化剂磨损量大幅度

13、降低，取消再生催化剂粉尘淘析收集系统，流程大幅度简化。催化剂再生部分 1）再生器压力介于一反和四反之间，既有利于催化剂的再生，又有利于催化剂的输送。2）采用二段移动床烧焦，床层温度逐步提高，烧焦工艺更合理，可以避免飞温。1.3预反应器与反应精馏塔的集成1.3.1反应体系本项目为乙酸乙醇酯化反应制备乙酸乙酯过程，由于乙酸乙醇酯化反应为可逆反应，达到平衡时乙酸的转化率非常有限，如果仅使用单个釜式反应器，反应的转化率可以达到63%，若想提高转化率，反应体积会急剧上升。因此，我们考虑增大乙醇乙酸的进料比到1.6:1，这样可以将乙酸的转化率提高到80%，但是由于平衡的限制，即使在增大反应器的大小，对转化

14、率几乎没有影响，于是，我们考虑采用反应精馏技术。1.3.2反应精馏适用的条件反应是快速的和可逆的，反应产物紧紧存在于塔内，不污染分离后的产品；添加剂必须选择性的与异构体之一反应；添加剂、异构体和反应产物沸点之间的关系符合精馏要求。由于乙酸乙醇为可逆反应，反应产物乙酸乙酯与反应物乙酸沸点相差较大，因此可以利用反应精馏技术，在反应的同时分离出产物乙酸乙酯，推动反应向正反应方向进行。经初步分析，得知经反应精馏塔分离后塔顶得到乙酸乙酯、乙醇和少量的水分，塔釜为乙酸和水1.3.3多方案比选对于工艺的反应及分离要求，对于相同的进料条件，我们对以下三种方案进行了比较：单个反应器对于相同的进料条件，仅使用一个

15、反应器时，乙酸的转化率在反应体积达到一定值之后不会在发生变化，即反应达到平衡。显然这是不满足本工艺的乙酸转化率条件的，因此我们不使用此方法。设计思路如下：图1-3-1酯化反应器单个反应精馏塔通过反应精馏塔边反应边分离，我们可以在反应的同时将反应产物乙酸乙酯分离，减小了反应产物的浓度，推动反应向着正反应方向进行。对于单个反应精馏塔我们进行了详细设计，在KG-Tower的详细计算结果如下：由KG-Tower计算结果得到反应精馏塔的塔径为5000mm，堰高为60mm，通过Aspen灵敏度分析得到乙酸转化率最大时精馏塔的最佳持液量为6m3。有塔径我们可以计算出塔盘面积为S=3.14(4.6)20.25

16、=16.6m2。考虑弓形降液管的面积，在KG-Tower中计算得到塔盘有效面积为14.2m2。根据计算公式HOLDUP=A*H*NA-塔盘有效面积；H-堰高；N-反应段塔板数由此我们计算得到该反应精馏塔的反应段塔板数为8块。设计思路图如下：图1-3-2 反应精馏塔由于单个反应精馏塔塔顶塔釜负荷较大，反应段持液量较大，对塔的强度要求较高，因此我们考虑了精馏塔与反应器的集成技术。反应器与精馏塔的集成按照单个反应精馏塔的计算方法，从KG-Tower中计算得到塔径为4600mm，堰高60mm，。同样在Aspen中通过灵敏度分析得到达到反应分离要求的最佳持液量为4000m3，计算得到反应段塔板数为5块。

17、设计思路如下：图1-3-3反应精馏塔与反应器集成对比之下，集成后的反应精馏塔减小了塔径，缩短了反应段的板数和持液量，因此可以节约一定量的催化剂使用量，在一定程度上减小了精馏塔的热负荷。具体对比数据见下表：表1-5 对比数据反应器精馏塔反应器与精馏塔集成塔径/m54.6持液量/m364热负荷/MW0.7104102转化率/%8099.899.8由数据对比我们发现，集成之后，反应器分担部分精馏塔的热负荷，达到相同的转化率时，具有可观的经济效益。2.特色部分2.1复迭压缩制冷原理概述所谓复迭制冷循环是指乙烯-丙烯联合制冷过程，即乙烯冷剂从压缩机出口，经丙烯冷剂冷却冷凝。复迭制冷系统包括两个循环：乙烯

18、循环和丙烯循环， 这两个循环均可被看作是单级制冷系统， 每个循环使用不同的冷剂。为说明这一过程，下面用最简单的单级压缩式制冷循环来解释，它有四个主要组成部分：压缩机、冷凝器、节流阀和蒸发器。单级压缩制冷的原理见图，由四个步骤组成：41：工质在节流阀中进行等焓节流，温度从T2降至T1，从高温高压的液体变为低温低压的液体；12：降至T1的液态烯烃在蒸发器中将冷量传给低温热流股，完全汽化，从低温低压的液体变为低温低压的气体；23：气态烯烃进入压缩机，温度从T1升至T2，从低温低压的气体变为高温高压的气体；34：升至T2的烷烃在冷凝器中将移出的热量传给冷流股（丙烯是冷却水，乙烯是低温液态丙烯），从高温

19、高压的气体变为高温高压的液体。这样就完成了一个制冷循环。对烯烃而言：41和12完成了制冷（获得热量）过程，23和34完成了放热（失去热量）过程。图2-1单机制冷过程示意图利用单机制冷的原理，通过查阅文献，我们最终采用了乙烯丙烯复迭压缩制冷。流程简述：首先丙烯压缩后经节流阀减压后，温度迅速降低，分出一定量的丙烯用来冷却乙烯，剩余的丙烯继续减压后分别提供-25和-47的冷源以满足工艺流程中对冷源的需求量。压缩升压后的乙烯与丙烯换热后，预先降温，再经过减压阀减压后提供-103的冷源供给深冷工段的冷量需求。图2-2 复迭压缩制冷图采用乙烯丙烯复迭压缩制冷的优点如下：1） 用低品位的能量来提供-47和-

20、103的冷源；2） 减少废水等废物的排放，应为复迭压缩制冷采用丙烯乙烯循环压缩，由于本厂产丙烯，可以减少开支。3） 使用复迭压缩和不使用复迭压缩制冷的节能数据对比见下表：表2-1节能数据对比公用工程制冷复迭压缩制冷节能率冷耗/MW56040837.0%2.2丙烯热泵精馏塔通过分析得知丙烯精制塔的塔顶塔釜温度相差不大，因此可将其设计成热泵精馏塔，通过塔釜塔顶换热有效降低能耗。图2-3 丙烯丙烷普通精馏图2-4 丙烯丙烷热泵精馏塔考虑到丙烯丙烷普通精馏的高能耗问题，将丙烯丙烷设计成热泵精馏的形式。丙烯丙烷热泵精馏的能耗主要来源于两部分：第一是压缩机的功耗，计算得到热功为压缩机的功耗为37.00MW

21、,考虑到热电转换系数为3.29，相当于121.70MW;第二部分为泵的功耗为0.0485MW，算入热电转换系数，相当于0.1875MW.，冷耗为27.00MW。若采用普通精馏，冷功耗为129.69WM，热功耗为139.45MW。前后对比，节约热功耗12.77%，节约冷功耗75%。热泵总能耗是148.70MW，节约了120.40MW，节约率为大大减少了对公用工程的依赖，降低了操作费用，获得可观的经济效益。表2-2 节能对比普通精馏热泵精馏节约率热功耗/MW139.45121.7012.77%冷功耗/MW129.6927.0075%总能耗/MW269.14148.7044.75% 2.3丙烷催化脱

22、氢制丙烯工艺中急冷器的CFD模拟及优化1. 概述为避免丙烷脱氢反应器出口的高温反应气在金属管道中发生裂解反应而降低目的产物的收率，需要对高温反应气进行急冷。本项目采用直接水急冷方式，要求在极短时间内将反应气温度从846K冷却到573K，该急冷方式所需设备结构简单，操作方便。急冷后的反应气依然具有较高的温度，再利用换热器将573K的混合物用来加热原料气或者软水产生高温蒸汽，回收其中大部分高温热量。尽管直接水急冷被广泛应用于乙烯裂解气急冷工艺，但是目前对丙烷脱氢反应气的直接水急冷器的模拟研究未见文献报道。2. CFD模拟方法首先构建三维急冷器的几何模型，由于急冷器内部的流场具有对称性，为减少计算量

23、，采用急冷器的1/12区域进行计算。其次，对构建的区域进行网格划分并设定边界条件。构建的网格如图6-1所示：图2-5 急冷器三维计算网格 急冷器内部的湍流流动采用Realizable k-e 流模型来进行模拟，急冷水液滴运动及蒸发过程采用离散相模型（Dispersed Phase Model）来进行描述。3. 结果分析重点考察12个冷却水喷嘴的喷射角度对急冷效果的影响。图6-2所示的是达到工艺要求的不同喷射角度的用水量。图2-6 急冷器不同喷射角度用水量图 从用水量图中可以看出，当喷射角度变化时，用水量先增大后减少，然后继续增大。30-60左右是合适方向。冷却水的喷射角度45时，完全急冷区域达到最大，急冷效果达到最好，因此选取喷射45为最佳急冷角度。图2-7优化前直接喷射急冷器的急冷效果图 图2-8优化后45喷射急冷器的急冷效果图从图中可以看出，优化前的急冷器入口的区域，基本没有被冷却，因此需要更多的冷却水来达到相同的冷却效果。优化后急冷器的入口区域，急冷率为95%以上，具有较好的冷却效果。每年可节省冷却水量72万吨。18