年产20万吨丙烯腈概念设计可行性研究报告

１．设计任务 (1)

2.产品概述 (2)

2.1物化性质： (2)

2.2化学性质 (2)

2.3丙烯腈产品质量标准： (3)

3.市场调研 (4)

4.设计背景 (5)

4.1丙烯腈生产方法 (5)

4.2丙烷直接氨氧化法研究进展 (7)

5.丙烯腈概念设计 (8)

5.1反应工段 (9)

5.2水洗工段 (10)

5.3分离精制工段 (12)

5.4生产中废水废气处理 (13)

6.流程模拟和优化 (13)

6.1反应工段 (15)

6.2水洗工段 (16)

6.3分离精致工段 (18)

7.经济核算 (19)

8.总结 (22)

１．设计任务

设计题目：年产20万吨丙烯腈概念设计

项目来源：

该项目来源于卓越化学公司(Excellent Chemicals)的商业开发部门想要扩大他们的纤维和树脂生产线，这一项目能为作为原料之一丙烯腈提供20万吨(4亿磅)的市场。因此，经济的丙烯腈生产工艺的开发成为该公司迫切需要解决的问题。为解决此问题，要求EnDoCor公司(ENGINEERING DESIGN CORPORATION)对此进行概念设计。

设计目标：

产品名称：丙烯腈

产品要求：C3H3N（w%）＞99%。

生产规模：20万吨/年。

生产时间：333天/年（8000h/年）

设计任务：

1、熟悉本项目概念设计的要求和背景，理清思路，阅读相关的文献。

2、按年产20万吨丙烯腈的生产规模，根据最新的丙烯腈实验研究成果和小试提供的技术信息和所收集的技术经济资料，对丙烷氨氧化工艺生产丙烯腈进行概念设计。

3、用Aspen Plus对设计的工艺流程进行模拟，确定设备的操作参数（温度、压力、采出量、回流比等），输出技术报告。

4、根据丙烯腈生产的特点，对工艺流程进行操作优化（比如温度、压力等以及工艺水和热能综合利用，三废处理等等）。

5、对丙烷氨氧化法生产丙烯腈工艺进行经济核算。

进展计划：

十一月末十二月初，完成搜集最新丙烯腈实验研究成果和小试提供的技术信息和技术经济资料，对丙烷氨氧化工艺生产丙烯腈进行概念设计。

十二月初到中旬，完成Aspen Plus对设计的工艺流程进行模拟，确定设备的操作参数。

十二月中旬到课程结束，完成工艺流程进行操作优化，并对丙烷氨氧化法生产丙烯腈工艺进行经济核算。

2.产品概述

丙烯腈，CH2=CH－CN，英文名Acrylonitrile（简称AN），1893年已经在实验室合成成功。到1930年在工业上被用于合成耐油丁腈橡胶。现在除了丁腈橡胶之外，还广泛用于ABS塑料、AS塑料和腈纶纤维（PAN）的生产。此外，丙烯腈还是合成丙烯酰胺、聚丙烯酸酯等的重要原料。

2.1物化性质：

形状无色或淡黄色液体，有特殊气味

分子量５３．０６

沸点７７．３℃

冰点－８３．５℃

生成热１８４．２ｋＪ／ｍｏｌ（２５℃）

燃烧热１７６１．５ｋＪ／ｍｏｌ

聚合热７２．４ｋＪ／ｍｏｌ

蒸汽压１１．０ＫＰａ（２０℃）

闪点０℃

自燃点４８１℃

爆炸极限在空气中３．０％～１７％（体积）

油水分配系数辛醇／水分配系数的对数值为－０．９２

毒性剧毒，毒作用似氢氰酸

溶解性溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚、乙醇等有机溶剂，微溶于水

2.2化学性质

丙烯腈由于分子结构带有C=C双键及-CN键，所以化学性质非常活泼，可以发生加成、聚合、腈基及氢乙基化等反应。

聚合反应和加成反应都发生在丙烯腈的C=C双键上，纯丙烯腈在光的作用下能

自行聚合，所以在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中，通常要加少量阻聚剂，如对苯酚甲基醚（阻聚剂MEHQ）、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除发生自聚外，丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、丙烯酰胺等发生共聚反应，由此可制得合成纤维、塑料、涂料和胶粘剂等。丙烯腈经电解加氢偶联反应可以制得已二腈。

氰基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等，丙烯腈和水在铜催化剂存在下，可以水合制取丙烯酰胺。氰乙基化反应是丙烯腈与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应；丙烯腈和醇反应可制取烷氧基丙胺，烷氧基丙胺是液体染料的分散剂、抗静电剂、纤维处理剂、表面活性剂、医药等的原料。丙烯腈与氨反应可制得1，3丙二胺，该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。

2.3丙烯腈产品质量标准：

丙烯腈（C3H3N）

质量标准

指标名称优级品一级品合格品

外观透明液体，无悬浮物

含量，%?Y99.5?Y99.3?Y98.5

相对密度0.800～0.807

pH值(5%水溶液) 6.0～9 6.0～10.0 6.0～10.0滴定值(5%水溶液)?ü2.0?ü3.0?ü4.0色度(Pt-Co)号?ü5?ü16?ü20

水含量，%?ü0.45?ü0.50?ü0.70总醛含量(以乙醛

计)，%

?ü0.005?ü0.010?ü0.018总氰含量(以氢氰酸

计)，%

?ü0.0005?ü0.0010?ü0.0040

过氧化物，%?ü0.00002?ü0.00003?ü0.00004

铁含量，%?ü0.00001?ü0.00002?ü0.00005

乙腈含量，%?ü0.020?ü0.030?ü0.050

丙酮含量，%?ü0.010?ü0.020?ü0.030

丙烯醛含量，%?ü0.0015?ü0.0040?ü0.0090

3.市场调研

丙烯腈是一种重要的有机化工原料，在合成树脂、合成纤维、合成橡胶等高分子材料中占有显著的地位并有着广阔的前景。除此之外，丙烯腈聚合物与丙烯腈衍生物也广泛应用国民经济的多个领域。目前国内供不应求，每年需大量进口来满足市场需求，国内生产装置建设明显明显加快，成为倍受关注的基础有机化工原料。

表1世界丙烯腈需求及预测（万/t）

地区2001年2002年2003年2004年2005年2010年欧洲130130130125100100中东/非洲303030303535

亚洲230250270280315340拉丁美洲202025253025

北美706045454040全世界约480约490约500约510约520约550

2005-2006年全球丙烯腈需求量比2004年有所增加，其中亚洲特别是中国增长最快。据统计，截至2006年世界丙烯腈主要生产能力分布为：美国315.1万吨/年，墨西哥11.0万吨/年，巴西8.8万吨/年，德国33.6万吨/年，英国28.0万吨/年，荷兰23.5万吨/年，西班牙13.0万吨/年，东欧及俄罗斯38.2万吨/年，中东9.0万吨/年，中国103.8万吨/年，印度3.0万吨/年，日本75.3万吨/年，韩国52.0万吨/年，台湾省43.0万吨/年。

据称2009年2月5日，由于需求复苏和库存降低，亚洲丙烯腈生产商正加紧提高装置开工率。从1月份以来，亚洲几家丙烯腈生产商已逐步提高装置开工率，或让先前停工的装置重新开车。因为腈纶和ABS行业订货比较多。韩国Tongsuh石化公司在蔚山的一套较大的23万t/a3号丙烯腈装置已于1月21日重新开车，现在与

一套较小的7万t/a2号丙烯腈装置一起按能力80%~85%运行。Taekwang工业公司在蔚山的25万t/a丙烯腈装置在停了三个月后也于1月10日重新开车，现接近满负荷运行。日本Dia-Nitrix在水岛的11.5万t/a装置于2月2日重新开车，现按生产能力的70%运行。第二套丙烯腈装置在大竹，生产能力为9万t/a，在2月底重新开车。

另外，最近几年由于装置停产超过了新产能增加速度，导致丙烯腈供应紧张，全球装置开工率较高，维持在89%-90%水平，但盈利能力仍然很低。据预测，世界范围内未来几年丙烯腈装置开工率还将继续处于目前的高位，直到2008-2009年新产能投用。未来几年世界丙烯腈需求年平均增速为2%-2.5%，其中丙烯腈纤维需求持平，但来自ABS的需求将年均增长5%，而丙烯酰胺方面需求年均增速将达到6%-7%。丙烯腈纤维需求约占世界丙烯腈总消费的近50%，ABS和苯乙烯-丙烯腈树脂约占总需求的32%，而己二腈消费约占8%,其余为其他的终端消费。

4.设计背景

4.1丙烯腈生产方法

1893年,法国人Moureu用化学脱水剂由丙烯酰胺和氟乙醇制取丙烯腈,但一直未得到工业应用。直到1930年,才开始工业生产。1940年,建立了以环氧乙烷和氢氰酸合成丙烯腈的工业生产装置。1952年,用乙炔代替了环氧乙烷,乙炔氢氰酸法大大降低了成本。1959年出现了丙烯氨氧化合成丙烯腈的方法,该法出现后,发展迅速。1960年,美国Sohio公司（现归属BP-Amoco公司）第一个建成以丙烯、氨和空气为原料,用氨氧化法合成丙烯腈的化工厂。该工艺就是现今全球95%的丙烯腈装置都采用的Sohio 法。

丙烯氨氧化工艺以丙烯和氨气为原料，通过氧化生产丙烯腈，副产乙腈和氢氰酸。反应如下：

主反应：C3H6+NH3+1.5O2→CH2=CHCN+3H2O△H=-512.5KJ/mol 副反应：①生成乙腈：C3H6+1.5NH3+1.5O2→1.5CH3CN+3H2O△H= -522KJ/mol

②生成氢氰酸：C3H6+3NH3+3O2→3HCN+6H2O△H=-941KJ/mol

③生成二氧化碳：C3H6+4.5O2→3CO2+3H2O△H=-1925KJ/mol

④生成一氧化碳：C3H6+3O2→3CO+3H2O△H=-1925KJ/mol

该法原料易得、工序简单、操作稳定、产品精制方便，经过近40年的发展，技术日趋成熟。目前主要技术改进集中在催化剂、流化床反应器以及节能降耗等方面。

近年来，由于丙烯资源的紧缺以及对丙烯腈需求的不断增加，Sohio、旭化成、三菱-BOC、日东、BASF、Rhodia-Rh ne Poulecnc等公司致力于丙烷氨氧化新工艺的开发，并取得了一定得成果。BP公司、日本三菱化学公司和旭化成公司已在不同地点建立了丙烷直接氨氧化法制丙烯腈的验证试验装置。日本旭化成公司已建成世界上首套丙烷原料丙烯腈生产线,这条生产线建立在该公司位于韩国蔚山的工厂Tongsuh石化公司，已于2007年1月20日开始投入使用。2006年2月初,旭化成公司还与泰国PPT公司组建了投资为2亿美元的合资企业,将使旭化成公司开发的丙烷制丙烯

腈技术推向工业化。两家公司将在泰国建设25万t/a丙烯腈装置,定于2009年投产。PPT 公司将向该装置提供丙烷。

目前，甲烷氨氧化制丙烯腈工艺有直接氨氧化法（一步法）和丙烷脱氢丙烯氨氧化法（两步法）两种工艺。

丙烷脱氢丙烯氨氧化工艺是以丙烷为原料分两步进行，丙烷脱氢生成丙烯;用传统丙烯氨氧化工艺生成丙烯腈。两步法工艺中丙烷转化率和丙烯腈选择性都比较高。例如:BOG的Petrox工艺丙烷转化率达到40%,丙烯腈选择性达到80%。但该工艺因需要增加丙烷脱氢装置,固定投资费用比丙烷直接氨氧化法所用费用高出15%～20%。因此,丙烷直接氨氧化法更具吸引力。

丙烷直接氨氧化工艺是丙烷在催化剂作用下,同时发生丙烷氧化脱氢反应和丙烯氨氧化反应。主反应式如下:

主反应：C3H8+NH3+2O2→CH2=CHCN(AN)+4H2O

C3H8+0.5O2→C3H6(PEN)+H2O

C3H6+NH3+1.5O2→CH2=CHCN(AcN)+3H2O

副反应：①生成乙腈：C3H6+1.5NH3+1.5O2→1.5CH3CN+3H2O

②生成氢氰酸：C3H6+3NH3+3O2→3HCN+6H2O

③生成CO x：C3H8+4O2→2CO+CO2+4H2O

④生成一氧化碳：2NH3+1.5O2→N2+3H2O

4.2丙烷直接氨氧化法研究进展

目前，对丙烷直接氨氧化法的研究主要在生产工艺改进和催化剂两个方面。4.2.1生产工艺改进

美国BP公司、日本三菱化学公司和旭化成公司所开发的都属于直接氨氧化工艺。由于催化剂性能上的差异,BP-Amoco公司和日本三菱化学公司的工艺流程略有不同。BP-Amoco工艺的氧化反应在高浓度丙烷和氧不足的条件下进行,以氧气作为氧化剂,避免了惰性气体的加入,加之丙烷转化率较低,所以未反应丙烷需要回收。日本三菱化学公司工艺的氧化反应以空气为氧化剂，在低浓度丙烷和氧过量条件下进行,丙烷转化率较高,未反应丙烷不必回收。由于丙烷直接氨氧化工艺的丙烷转化率和丙烯腈收率与丙烯法都相差甚远,日本三菱化学公司和美国BP-Amoco公司都对该工艺进行了优化。日本三菱化学公司引入了BOG公司的Petrox烃类循环工艺，可将循环物流中惰性气体与碳氧化物选择性除去，原料回收率近100%;BP-Amoco公司提出了未反应氨回收工艺。该循环过程的优势在于可以在低反应单程转化率情况下提高产物选择性和总体收率。而且大幅度减少了CO2的生成量，使生产成本降低约10%，原材料费用降低约20%，从而解决了低转化率带来的原料浪费问题，为丙烷制丙烯腈路线在本世纪初实现工业化打下了基础。

日本旭化成公司开发的丙烷直接氨氧化工艺是将丙烷、氨和氧在装有专用催化剂的管式反应器中进行反应,其催化剂为SiO2上负载20%～60%的Mo、V、Nb或Sb金属,反应中用惰性气体稀释,反应条件为415℃和0.1MPa。当丙烷转化率约为90%时,丙烯腈选择性为70%,收率约为60%。

近年来，随着各国对环保和可持续发展理念的不断提高，丙烯腈生产技术的改进也主要集中在节能降耗、环保等方面，包括萃取塔侧线出料、提高脱氰塔的分离效率、增设废热锅炉回收污水和尾气烧却炉的热能废液的深井处理以及中和塔污水的处理等。

4.2.2催化剂

在丙烯腈生产工艺中，催化剂的选择是至关重要的。目前，在开发的催化剂大致可分为三类：

一类是钼酸钒催化剂,其通式为Mo10VaNbbXcZdOn,要包括Mo-Bi系和Mo-V系

两大类。Mo-Bi系催化剂原来是丙烯氨氧化催化剂,后来经改性用于丙烷氨氧化反应。该催化剂脱氢能力比较差,活性较低,丙烯腈选择性不高,仅有50%～67%。Mo-V系催化剂主要以Mo-V-Te-Nb-O为主,是近些年研究的热点。日本三菱化学和旭化成两公司开发的催化剂基本属此类型，目前该催化剂能够获得高达60%以上的丙烯腈收率。

第二类是锑酸钒催化剂,其通式为VSbmPnAcDbCcOx,在锑酸盐催化体系中,研究最多的是V-Sb复合氧化物催化剂,此外还有Fe-Sb和Ga-Sb等复合金属氧化物催化剂。BP-Amoco开发的催化剂基本属此类型。我国大庆石油学院、浙江大学也对V-Sb-O 系列催化剂进行了一些研究工作,其中侯胤、等将人工神经网络应用到丙烷氨氧化制丙烯腈催化剂体系的设计过程中,得到催化剂丙烯腈收率高达55%。张勤鑫等利用人工神经网络辅助来研究丙烷氨氧化工艺条件的优化,使丙烷转化率为85.2%,丙烯腈选择性69.2%,丙烯腈单收达到58.9%。

第三类是钒铝氧氮化物(VAlON),其通式为VAlxOyNzHn。这类催化剂具有碱性/氧化还原的双功能催化活性中心。VAlON催化剂在丙烯腈选择性和收率上所占优势不大,但丙烯腈时空收率(单位催化剂每小时丙烯腈生成量)远远高于其它催化剂。VAlON催化剂之所以具较高空间收率主要与其能适应高空速条件相关。在丙烷低转化率的情况下,高空间收率决定了催化剂的实际效率,因而VAlON催化体系是一种具有发展前景的催化体系。

5.丙烯腈概念设计

综合各方面因素，本设计采用丙烷直接氨氧化法，工艺分为反应工段、水洗工段、分离和精馏工段三部分。工艺流程框图如图1所示

图1丙烯腈生产工艺流程框图

5.1反应工段

对于丙烷直接氨氧化法制丙烯腈反应，影响因子较多。丙烷进料量增加，意味着氨气、空气进料量增加，是影响丙烯腈单收最主要的因素。空气自身的物料流基数很大和其惰性组分冲淡了反应物浓度，因此,应采用低空比尤其是高负荷时更要降低空比。丙烷流量和空比增加,增加了反应压力,这也是使丙烯腈单收降低的原因之一。温度对丙烯腈单收的影响有双重性，一是高温可以稍提高丙烯腈的单收，二是温度高催化剂的使用寿命减短，因而不宜于用提高反应温度来提高丙烯腈单收。

除此之外，氨与丙烷摩尔比、氧气与丙烷摩尔比、催化剂质量、催化剂使用时间、丙烷纯度、床层高度、床层密度、反应压力、线速度、催化剂负荷等对反应都有一定影响，基于以上考虑，设计中我们采用以下工艺条件：

催化剂：MoV0.3Te0.23Nb0.15Ox 温度T ：410℃压强P ：0.1Mpa

进料比：C3H8:NH3:AIR=1:1.2:15(moral ratio )反应时间：6-15s

反应工段工艺流程图如图2所示，高纯度的液态丙烷和液氨，分别闪蒸蒸发，再

经过预热器预热到66℃左右，计量后两者混合，进入流化床反应器丙烷-氨混合气体分配管。空气经过滤器除尘后压缩至0.325MPa左右，经计量进入反应器。各原料器的管路中都装有止逆阀，以防止发生事故时，反应器中的催化剂和反应气体产生倒流。反应器温度为410℃，压力为1个大气压，反应时间6-15s。反应器浓相段U型冷却管内通入高压软水，用以控制反应温度。产生的高压（压力为4.0MPa左右）过热蒸汽用作空气压缩机和制冷机的动力。反应器内的催化剂经三级旋风分离器捕集后返回反应段参加反应。反应后的气体从反应器的顶部出来，在反应器冷却器进行热量交换后，冷却至200℃左右，进入后续的回收和分离工序。

图2反应工段工艺流程图

5.2水洗工段

从反应器出来的反应产物，经内旋风分离器除尘以后，为AN,ACN,HCN,H2O,丙烷，NH3，O2，CO2等的混合气体，此外还夹带有气体总质量10％左右的粉尘和聚合物。AN、ACN和等产物和副产物，可通过水洗将其与不凝气分离。而AN、HCN

等产物很容易在高温，尤其是存在碱介质引发的情况下聚合，堵塞管道。同时氨遇水后呈碱性，易造成设备的腐蚀。因此，水洗前应先除去产物中的NH3。同时由于粉尘被夹带，少量的AN和HCN等发生聚合;产物形成聚合物粉尘，也必须先除去。水洗工段流程图如图3所示，由于丙烷转化率低，可考虑从分离出的惰性气体中回收丙烷，以减少物料消耗，降低生产成本。

图3水洗工段工艺流程图

该部分主要设备为氨中和塔、水洗塔和再生塔。氨中和塔工业上又称为急冷塔，分为上下两部分下部分，下部分用水冲洗反应器出来的气体，洗去夹带的尘粒（催化剂和聚合物），并溶解部分氨等。气体经泡罩进入塔的上部，根据BP Amoco 公司开发新工艺，用磷酸二氢铵吸收残余的氨，生成磷酸氢二铵。磷酸氢二铵在再生塔经加热100～300℃分解分离，氨经干燥后进入反应器，磷酸二氢铵则继续循环使用，进入急冷塔上端。为了利于洗氨，反应器出口的气温预先冷凝到200℃左右，经急冷塔下部水洗，温度降为80℃左右。该方法除了使氨用量减到最少和排除了硫酸铵污染环境问题，另外还减少了在急冷塔底有机废物和聚合物残余物量，使得废物处理工作量减少，提高丙烷氨氧化制丙烯腈工艺的经济性和可操作性。急冷塔出来的气体经水洗塔水洗，分离出不凝气，未反应的丙烷送丙烷回收系统，水洗液进入丙烯腈分离精致工段。

5.3分离精制工段

进入分离精致工段的水洗液主要是产品丙烯腈和副产物氢氰酸、乙腈的水溶液，分离精致的目的就是将其各自分离，得到合格的丙烯腈产品。

AN的沸点77.3℃，ACN的沸点是81.6℃，两者相对挥发度接近于1。常压减压分馏，尽管可行，但极为困难，需要较多塔板。采用萃取精馏的方法：塔顶用水做萃取剂，由于乙腈的极性比丙烯腈的极性强，水的加入可以使乙腈和丙烯腈的相对挥发度大为提高，可以把AN-HCN-H2O共沸物与ACN－H2O分开。

丙烯腈和水与氢氰酸都很容易分离，丙烯腈和水能形成共沸混合物，共沸点为71℃，共沸物中丙烯腈的含量为88%（WT），而丙烯腈在水中只能部分溶解，因此，将共沸混合物蒸出并冷凝，就可得到油相和水相，油相为含丙烯腈90%以上的粗丙烯腈，水相含水90%以上。丙烯腈和氢氰酸因沸点差较大，很容易用普通的分离方法分离。

图4分离精制工段工艺流程图

该部分工艺流程图如图4所示，主要由共沸精馏塔、油水分层器、乙腈塔、脱HCN塔、丙烯腈精制塔组成。共沸精馏塔，工业上成为回收塔，水洗液66℃左右进料，塔上部用48℃的水萃取精馏，塔顶（70℃）的出料为丙烯腈和水的共沸物，

经冷却到40℃左右后进入油水分层器。用挡板式分层器，将油相溢流进入小贮罐，然后泵入脱HCN塔精馏，水相返回萃取塔。侧线出料为乙腈和水的共沸物，进入乙腈塔，塔顶分出粗乙腈。脱氰塔（采用真空操作）底部的釜液用泵打入丙烯腈精制塔。为减少聚合，降低精馏塔操作温度，精馏塔采用真空操作，塔侧线得纯度为99.5%以上的成品丙烯腈。塔釜液用作回收塔的萃取剂。

5.4生产中废水废气处理

该工艺共有两股废水，一股是从急冷塔下部排除，另一股是从萃取塔下部排除对于急冷塔废水，其内主要含有催化剂聚合物渣滓和丙烯酸，以及少量的ＣＡＮ和ＡＮ等，这股废水首先要经催化剂沉降槽，分离出催化剂后，可进焚烧炉处理。产生的能量可以供前面使用。

对于萃取塔废水，其内部主要含聚合物渣滓和轻有机物。可以用蒸发器处理，大部分净水可回收使用，少部分用汽提塔脱除轻组分后，用生化方法处理废水。

该工艺废气量较少，部分ＣＯ２，可以用碱液吸收，其他气体含量足够小，但考虑到其毒性，应进行焚烧。

6.流程模拟和优化

采用Aspen Plus软件对丙烷直接氨氧化法进行流程模拟，模拟流程图如图5所示。

6.1反应工段

设计采用MoV0.3Te0.23Nb0.15Ox做催化剂，可得410摄氏度，0.1MPa时，丙烯转化率91%，丙烯腈收率：59.7%，按年工作333天，8000小时计算C3H3N产量200000/8000=25t/hr

C3H3N净产量25*0.99=24.75t/hr

C3H8+2O2+NH3=C3H3N+4H2O

4453

理论C3H8消耗量24.75/53*44=20.54t/hr

由艺规定：转化率91%选择性65.6%

得实际C3H8消耗20.54/0.91/0.656=34.42t/hr

由C3H8:NH3:AIR=1:1.2:15(moral ratio，O221%;N279%)

得：质量流量比（mass ratio）C3H8:NH3:O2:N2=44:20.4:100.8:331.8

质量流量NH334.42/44*20.4=15.96t/hr

O234.42/44*100.8=78.85t/hr

N234.42/44*331.8=259.56t/hr

根据文献计算当丙烷转化率为91%时的各种物质的选择率以及相对应的主副反应式，如下：

主反应：C3H8+NH3+2O2→CH2=CHCN(AN)+4H2O65.6%副反应：①生成丙烯：C3H8+0.5O2→C3H6(PEN)+H2O11.3%

②生成乙氰：C3H8+1.5NH3+2O2→1.5CH3CN(AcN)+4H2O 4.1%

③生成COx：C3H8+4O2→2CO+CO2+4H2O18%

④生成氰氢酸（虚拟）：C3H8+3.5O2+3NH3→3HCN+7H2O1%

热力学方法选择时，Aspen不自带水、丙烯腈和乙腈的相互作用参数，需根据卓越公司提供的数据自己输入，数据如表2所示：

表2所需的各组分相互作用参数

水－丙烯腈水－乙腈丙烯腈－乙腈

Ａｉｊ＝１１２５．１３５０Ａｉｊ＝５８１．１８０９Ａｉｊ＝－１０４．８２１４

Ａｊｉ＝１６０１．３０７０Ａｊｉ＝１３１３．６８２３Ａｊｉ＝２１６．３３７２Ｂｉｊ＝－５．９４４０Ｂｉｊ＝０Ｂｉｊ＝０

Ｂｊｉ＝７０２０３０Ｃｉｊ＝０．３０００Ｂｊｉ＝０

Ｃｉｊ＝０．４３４７

Ｂｊｉ＝０

Ｃｉｊ＝０．３１００

根据以上计算结果输入反应工段反应器出口物流模拟结果如表３所示。

表３反应工段出口物流模拟结果（物流ＲＰＲＯ）

组分摩尔流量（Ｋｍｏｌ／ｈ）摩尔百分含量（％）

ＮＨ３369.00 2.8534

Ｏ２816.74 6.3157

Ｎ２8405.5664.9991

Ｃ３Ｈ８63.730.4928

Ｃ３Ｈ３Ｎ422.74 3.2690

ＷＡＴＥＲ（Ｈ２Ｏ）2375.7218.3711

Ｃ２Ｈ３Ｎ39.300.3039

ＣＨＮ19.120.1478

ＣＯ２115.420.8925

ＣＯ230.84 1.7851

Ｃ３Ｈ６－２73.640.5695

Ｔｏｔａｌ12931.81100

Ｔ（℃）410

Ｐ（ａｔｍ）1

6.2水洗工段

图５冷凝器温度对ＮＨ３含量的影响图６冷凝器温度对ＡＮ含量的影响

氨中和塔中涉及反应，模拟采用一个反应器和一个冷凝器T201B代替，冷凝器温度过低产品被急冷液带走量大，温度过高，气体中氨含量过高，对其做灵敏度分析如图5、6所示,综合考虑冷凝器温度定在85℃。

表４氨中和塔出口物流组成（物流１３）

组分摩尔流量（Ｋｍｏｌ／ｈ）摩尔百分含量（％）

NH30.040.0003

O2816.68 5.5523

N28405.3157.1440

C3H863.570.4322

C3H3N405.34 2.7557

WATER4541.9730.8789

C2H3N37.470.2547

CHN18.970.1290

CO2115.340.7841

CO230.84 1.5694

C3H6-273.480.4995

Total14708.99100

Ｔ（℃）85

Ｐ（ａｔｍ）1

对于水洗塔，理论塔板数２０，水塔顶进料，经中和后的气体塔底进料。在此模拟中，水用量是关键，既要保证能把丙烯腈、乙腈和氢氰酸尽可能的回收，又不能太大，以免为后面分离造成困难。经模拟及灵敏度分析，最终选择用水量为4600kmol/hr。

表５水洗塔塔顶出口物流组成（物流１７）

组分摩尔流量（Ｋｍｏｌ／ｈ）摩尔百分含量（％）

NH30.000.0000

O2815.948.4221

N28399.2986.6979

C3H856.210.5802

C3H3N0.000.0000

WATER119.38 1.2323

C2H3N0.000.0000

CHN0.000.0000

CO20.000.0000

CO230.66 2.3809

C3H6-266.520.6866

Total9688.00100.0000

Ｔ（℃）63.1

Ｐ（ａｔｍ）1

6.3分离精致工段

分离精致工段的模拟，主要是对共沸蒸馏塔Ｔ３０１，脱ＨＣＮ塔Ｔ３０３，丙烯腈精致塔Ｔ３０４，脱乙腈塔Ｔ３０５各个工艺条件进行确定。

首先，用简捷算法设定每个塔所分离产品收率在９０％以上，计算理论塔板数和回流比，根据计算结果，用严格算法计算，并进行塔板数、回流比以及进料位置的灵敏度分析，最终得到最优结果如表６、７所示。

表６共沸蒸馏塔参数

塔Ｔ３０１

板数１４

回流比２．８

进料位置物流Ｗ１物流２７４物流３４２物流３８２

侧线采出位置９

表７脱ＨＣＮ塔、丙烯腈精致塔、脱乙腈塔工艺参数塔Ｔ３０３Ｔ３０４Ｔ３０５板数１０２２１２进料位置４９２

塔顶压力／ａｔｍ１．２１．３１．２塔压降／ａｔｍ０．２０．３０．２回流比４．２７７．３２４．９

表８模拟结果产物和副产物

产品ｍｏｌ流量

Ｋｍｏｌ／ｈ质量流量

Ｋｇ／ｈ

质量分数

％

回收率

％

年产量

万吨／年

丙烯腈ＡＮ377.9320090.5499.789.416.07

乙腈ＡＣＮ35.961597.3392.391.5 1.28

氢氰酸18.24497.479995.40.40 7.经济核算

丙烷比丙烯价格便宜,而且来源广泛,因此丙烷直接氧化法具有极好的发展前景。本项目是对丙烷氨氧化法进行概念设计，探讨根据目前最新的研究进展下，采用收率比较高的催化剂，选择丙烷为原料氨氧化制取丙烯腈的工艺路线可以取代以价格较昂贵的丙烯为原料的路线,对于提高资源的利用率有极其重要的影响。

成功的设计，不仅工程方案得以实现，工艺设备能顺利运行，还有充分的市场条件和竞争力。国际化工界统计，每15分钟1个新工艺产生，而工业界合理接受的只有1/5。因此对项目进行技术经济评价，为方案的选择和设备的选取具有重要意义。

7.1原料成本

项目丙烷氨氧化法

消耗量（万吨/年）单价（千元/吨）费用（千万元）丙烷27.578 1.8049.641

NH312.768 1.811823.122

氮气63.08

氧气207.648

合计311.07472.763

由于氮气和氧气我们并不是采用工业用气输入，而是采用的空气进料，因此相比较现在通用的丙烯氨氧化法，成本就节省的很多。因此，采用空气进料具有极大的优势。