(大作业)苯加氢制环己烷工艺过程模拟
苯加氢制环己烷工艺流程
苯加氢制环己烷工艺流程
《苯加氢制环己烷工艺流程》
苯加氢制环己烷是一种重要的工业化学反应，其工艺流程经过多年的实践和改进已经被广泛应用。
苯加氢制环己烷的工艺流程主要包括苯的氢化反应、分离和净化过程。
首先，苯加氢的反应过程需在合适的催化剂作用下进行。
常用的催化剂包括氧化铜、氧化铝和铬氧化物等。
在高温高压的条件下，苯与氢气发生氢化反应，生成环己烷。
此过程需控制反应温度和压力，以提高反应的选择性和产率。
其次，反应产物需要进行分离和净化。
由于苯加氢过程中会生成多种副产物，如环己酮、甲苯和乙酮等，因此需要通过分馏、萃取和结晶等方法对产物进行分离和净化，以获得高纯度的环己烷。
在工艺流程中，还需要考虑催化剂的再生和废物处理等环境问题。
催化剂的再生是通过热法或化学洗涤等方式来回收和重复利用催化剂，以降低成本和减少环境污染。
废物处理则需要对反应废水和废气进行处理，符合环保的要求。
总的来说，苯加氢制环己烷的工艺流程经过多年的研发和实践，已经相对成熟并得到广泛应用。
随着技术的不断进步和环保要求的提高，未来还会有更多的改进和创新，使这一工艺流程更加高效和环保。
苯加氢制环己烷范文
苯加氢制环己烷范文一、反应机理1.氢气在催化剂的作用下发生活化，生成活性氢原子；2.活性氢原子进入苯分子的π电子云中，与苯分子发生加成反应，生成环己烷分子。
二、反应条件1.反应温度：反应温度是影响反应速率的重要因素。
一般来说，反应温度越高，反应速率越快，但同时也伴随着产物的选择性下降。
在苯加氢制环己烷反应中，一般选择适中的反应温度，常见范围为150-300℃。
2. 反应压力：反应压力是控制反应平衡的重要条件。
一般来说，反应压力越高，反应平衡向产物的转化率越高，但同时也会伴随着催化剂的选择性下降。
一般苯加氢制环己烷反应的反应压力为10-50 atm。
3.反应时间：反应时间是指反应体系经过一定时间后达到平衡状态的时间。
一般来说，反应时间较长，可以使反应达到更高的转化率和选择性。
在工业生产过程中，一般选择反应时间为几小时至几十小时。
三、催化剂的选择催化剂是苯加氢制环己烷反应中的关键因素，它能够提高反应速率和选择性。
常见的催化剂有金属催化剂和非金属催化剂两类。
1.金属催化剂：常见的金属催化剂有镍、铂、铑、钯等。
金属催化剂的选择应考虑其活性、稳定性和成本等因素。
其中，铂催化剂具有较高的活性和稳定性，广泛应用于苯加氢制环己烷反应中。
2.非金属催化剂：常见的非金属催化剂有硅胶、氧化锌、活性炭等。
非金属催化剂的选择应考虑其吸附能力、分散性和再生性等因素。
其中，硅胶催化剂具有较高的吸附能力和选择性，被广泛应用于苯加氢制环己烷反应中。
四、工业应用1.环己烷制备：苯加氢制环己烷是制备环己烷的主要方法之一、环己烷是一种重要的溶剂，广泛应用于合成橡胶、石油、塑料等行业。
2.环己烯制备：环己烷可以通过去氢反应制备环己烯。
环己烯是一种重要的有机合成中间体，可用于制备药物、农药、染料和橡胶等化学品。
3.环己醇制备：环己烷可以通过氧化反应制备环己醇。
环己醇是一种重要的有机溶剂和中间体，广泛用于制备染料、塑料和橡胶等产品。
综上所述，苯加氢制环己烷是一种重要的化学反应，其反应机理、反应条件、催化剂的选择以及工业应用都具有重要意义。
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。
苯加氢生产环己烷
（年）利润总额=年产品销售收入– 年产品销售税金及附加- 年总成本费用
=45315-45315*14%-27421.50=14721.45万元/年
（税后）静态投资回收期1.9年。
20
7 安全分析
反应器： ❖ 平稳控制反应温度不超过200℃，反应压力不超过
3.1MPa，保持氢分压0.6MPa不变。 所用催化剂雷尼镍遇空气能自燃，因此必须杜绝外 漏。联锁控制系统和安全设施要保持处于良好状态 。
扬程(m) 5 15 5 进口流量 5000m3/h 直径（m） 1.5 1.5
功率(kw) 1 1 1
高度（m） 3 3
0.7 0.7 0.7
2
7.5 7.5 10 15 10 100
19
总操作费用是有直接操作费用、固定操作费用和管理费用三部分组成的。
Fixed Capital Investment(FCI)：987万元 /年
E-101D
E-101E
F-101A
F-101B
P-21
V-103
V-101 V-102 P-101 A-C E-101 A-E R-101 A-B F-101 A-B V-103
苯储料罐 氢气储罐 流量泵 换热器 反应器 闪蒸罐 环己烷储罐
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全流程模拟
H2
B1 B3
3 2
C6H 6
6
B2 B4
。 ❖ 装置区内设置的水幕，要定期检查，保持好用
应急处置
❖ 皮肤接触：脱去被污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。 ❖ 眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。 ❖ 吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给
予输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。 ❖ 食入：饮足量温水，催吐。就医。 ❖ 呼吸系统防护：一般不需要特殊防护，高浓度接触时可佩戴自吸过滤式
苯加氢液相制环己烷
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＋ＣＨ４(4)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℃左右的低温下不显著,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。
苯加氢制环己烷范文
苯加氢制环己烷范文反应机理如下：首先，苯分子与氢气在催化剂的存在下进行反应。
常用的催化剂有铂、铑、钯等贵金属催化剂。
这些催化剂能够在适当的温度和压力条件下有效地催化苯的加氢反应。
其次，苯分子中的π电子与氢气中的氢原子发生反应，形成苯并对氢加成的中间体。
在反应过程中，π电子中的一个电子与氢原子形成共价键，另一个π电子不参与反应。
最后，中间体失去另一个π电子，形成环状结构的六元环化合物环己烷。
在这一步骤中，中间体中的π电子与催化剂的钯原子发生反应，生成钯环己烷中间体。
然后，钯环己烷与氢气发生反应，失去π电子后生成环己烷。
总结起来，苯加氢制环己烷的反应过程可以分为两步：加氢反应和环合反应。
加氢反应由催化剂催化，形成苯并对氢加成的中间体。
环合反应利用中间体失去π电子，形成环己烷的六元环结构。
例如，环己烷可用作溶剂，在化学合成、涂料、橡胶和塑料工业中起重要作用。
此外，环己烷也是一种重要的石油组分，在石油加工过程中有重要的用途。
在实际的生产过程中，苯加氢制环己烷通常需要一定的温度和压力条件。
较低温度和较高压力有利于提高反应速率和产率。
此外，催化剂的选择和使用也对反应的效率和产率有很大的影响。
在实验室中，常常使用自制或商业化的催化剂进行苯加氢制环己烷的反应。
实验条件可以根据具体的需要进行调整，以提高反应的效率和产率。
总之，苯加氢制环己烷是有机化学中的一种重要反应，经典的反应机理是苯与氢气发生加氢反应，生成环己烷。
这个反应具有重要的应用价值，在化学合成和药物研发中起着重要作用。
通过调整反应条件和催化剂的选择，可以有效提高反应的效率和产率。
Aspen精馏过程模拟
SCFrac
第4页
4.1 单元操作模型 -- 塔-严格塔
模型
RadFrac
说明 严格分馏
目的 单个塔的严格核算和设 计
用法 蒸馏, 吸收, 汽提, 萃取和恒沸蒸馏, 反应蒸馏 热集成塔, 空气分离器, 吸收塔/汽 提塔 结合, 乙烯主分馏塔/急冷塔 组合, 石油炼制 预闪蒸塔, 常压原油单元, 减压单元 , 催化裂解塔 或焦碳分馏塔, 减压 润滑油分馏塔, 乙烯分馏塔和急冷 塔 一般恒沸蒸馏, 3-相, 和反应间歇蒸 馏
模型 说明 目的 确定最小回流比, 最小 理论板数, 和用 WinnUnderwood-Gilliland 方 法得到的实际回流比或 实际塔板数 用途 带有一个进料物流和两个 产品物流的塔
DSTWU 简蒸馏 核算 石油馏分的 简捷法蒸馏
用 Edmister 方法在回流 带有一个进料物流和两个 比、理论板数和D：F比 产品物流的塔 的基础上确定分离 用分离指数确定产品的 复杂塔， 例如原油加工装 组成和流量， 每段的塔 置和减压塔 板数，负荷
2）指定第一调整变量 --- Specifications 调整distillate rate 在0.2-0.6kmol/sec之间变化
第35页
例4.2 使用“DESIGN SPEC-VARY”功能
3) 运行模拟 --- Control Pannel
第36页
例4.2 使用“DESIGN SPEC-VARY”功能
4) 查 看 结 果
第37页
例4.2 使用“DESIGN SPEC-VARY”功能
5）指定第二控制变量--- Specifications 第二控制变量为塔底中c3的浓度值为0.01
第38页
例4.2 使用“DESIGN SPEC-VARY”功能
苯加氢制环己烷工艺流程
苯加氢制环己烷工艺流程苯加氢制环己烷是一种常用的工业化合物制备方法，它能够将苯转化为环己烷。
以下是苯加氢制环己烷的工艺流程。
首先，苯加氢制环己烷的反应需要使用催化剂。
常用的催化剂是钼、钨或铂等金属催化剂。
催化剂可以提高反应速率和选择性，促进苯的加氢反应。
工艺流程的第一步是给催化剂进行预处理。
将催化剂与还原剂一起加入反应器中，通入氢气，以去除催化剂上的氧化物，并使其活性恢复到最佳状态。
预处理通常在高温和高压条件下进行。
第二步是将预处理后的催化剂与苯加入反应器。
工艺中最常用的反应器是固定床反应器，由多个催化剂床层组成。
苯和氢气在反应器中流动，与催化剂接触反应。
第三步是给反应器中通入氢气。
氢气是加氢反应的必需品，它促进了苯与催化剂的接触，提高了反应速度。
通入的氢气压力取决于反应条件和催化剂的要求。
一般来说，较高的氢气压力有助于提高反应速率。
第四步是控制反应条件。
反应温度通常在200到250摄氏度之间，这是苯加氢反应的最佳温度范围。
反应压力通常在2到10兆帕之间。
此外，还可以添加少量的溶剂，以改变反应速率和选择性。
第五步是对反应产物进行分离和纯化。
在加氢反应中，除了环己烷，还会产生少量的甲苯等副产物。
通过分离和纯化过程，可以从反应产物中获取纯度较高的环己烷。
最后一步是对副产物的处理。
由于加氢反应常常产生一些有害或不必要的副产物，需要进行适当的处理。
这可以通过蒸馏、气相吸附或其他方法来处理。
总的来说，苯加氢制环己烷是一种较常用的化学工艺方法。
通过催化剂的作用，在适当的反应条件下，能够高效地将苯转化为环己烷。
这个工艺流程在化工工业中得到了广泛的应用，为环己烷的生产提供了可靠的技术支持。
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苯加氢制环己烷工艺过程模拟
环己烷采用苯加氢合成，反应方程式为：C6H6 + 3H2→ C6H12。
苯和氢气进料流股与循环的氢气与环己烷组合构成进入固定床反应器的进料流股，假设苯的转化率为99.8%。
反应器出料流股冷却，气相轻组分作为循环氢返回反应器。
液相产品进入精馏塔进一步去除溶解的气相轻组分，可以稳定最终的产品，其余部分循环到反应器有利于反应温度控制。
需要解决的问题：
1、采用Microsoft Visio软件将工艺流程图画出来，设备图符不一定和题目一致。
2、采用Aspen Plus模拟软件将上述过程模拟出来。
模拟时，苯进料量数值为“班级+学号”，氢气进料量为苯进料量的3.3倍。
如5班01号的苯进料量为501 kmol/h，氢气进料量为3×501=1503 kmol/h。
其他条件与模拟流程图相同。
3、并采用敏感性分析，LFLOW的循环分流比在0.1～0.4范围变化，画出REACT 热负荷的随之变化的影响规律图。
并用Origin软件将分析结果画出来。
作业要求：
1、提交Visio流程图、Aspen Plus模拟和Origin作图的源文件。
（VSD、BKP和OPJ格式）
2、所有结果整理成WORD文档，打印纸质版，同时提交WORD源文档。
3、所有电子文档以压缩文件提交，格式：学号+姓名.RAR。