PAGEPAGE2山東菏澤玉皇化工有限公司10萬噸/年苯加氫制環己烷項目可行性研究報告常州化工設計院有限公司二零一零年四月目錄TOC\o"1-2"\u第一章總論 11.1概述 11.2編制項目可行性研究報告的依據和原則 11.3項目背景、經營意義、投資意義 21.4項目的范圍 41.5研究結果 4第二章市場分析和價格預測 82.1產品市場分析和價格預測 82.2原料供求及價格預測 102.3輔助材料、燃料的供應 14第三章生產規模、總工藝流程及產品方案 153.1生產規模 153.2總工藝流程 153.3產品方案 1103.4全廠自控水平 17第四章工藝裝置 184.1工藝原理 184.2工藝技術選擇 224.3環己烷裝置工藝流程 274.4自控水平 324.5主要設備的選擇 3104.10消耗指標 374.7裝置界區內的公用工程設施 384.8裝置“三廢”排放 38第五章建廠地區條件和廠址選擇 405.1建廠條件 405.2廠址選擇 43第六章總圖運輸、儲運、土建、廠內外管網 4410.1總圖運輸 4410.2儲運 41010.3土建 4710.4廠區外管 48第七章公用工程 517.1給排水 517.2供電、電信 527.3供熱、供風 577.4脫鹽水站 587.5采暖通風及空氣調節 58第八章輔助生產設施 1008.1消防設施 1008.2維修設施 1028.3倉庫 1038.4中心化驗室 1038.5火炬 103第九章能耗分析及節能措施 1049.1概述 1049.2能耗構成分析 1049.3工藝裝置節能措施 1010第十章環境保護 10710.1編制依據 10710.2設計采用的環境質量標準和排放標準 10710.3建設地區環境現狀 10710.4建設項目主要污染物狀況及治理 10910.5環境保護工程所需投資和定員 7210.10環境影響評價分析 72第十一章勞動保護與安全衛生 7311.1設計依據 7311.2工程概述 7411.3建筑和場地布置 71011.4生產過程中職業危險、危害因素的分析 71011.5設計中采用的主要安全和勞動保護措施 7811.10預期效果評價 7911.7勞動安全衛生機構設置及人員配備情況 80第十二章企業組織及定員 8112.1企業經營體制 8112.2企業管理體制 8112.3裝置定員 8112.4人員來源和培訓 82第十三章企業管理設施和生活福利設施 8313.1企業管理設施 8313.2生活福利設施 83第十四章項目實施規劃 8414.1建設周期的規劃 8414.2實施進度規劃 84第十五章投資估算和資金籌措 81015.1投資估算 81015.2資金籌措 8715.3資金運籌計劃 88第十六章生產成本費用估算 89110.1成本費用估算依據 89110.2成本費用估算及分析 90第十七章財務評價 9117.1財務評價的依據和說明 9117.2效益及財務評價指標計算 92第十八章不確定性分析 9318.1盈虧平衡分析 9318.2敏感性分析 93第十九章綜合評價 9419.1綜合評價 9419.2研究報告結論 94PAGE66-第一章總論1.1概述1.1.1項目名稱：10萬噸/年苯加氫制環己烷項目1.1.2主辦單位：山東菏澤玉皇化工有限公司1.1.3法定地址：山東菏澤市經濟技術開發區1.1.4企業性質：民營企業1.1.5法人代表：王金書1.1.10注冊資金：35000萬元1.1.7項目建設投資（估算）：21089.10萬元1.2編制項目可行性研究報告的依據和原則1.2.1編制可行性研究報告的依據(1)山東菏澤玉皇化工有限公司提供的10萬噸/年環己烷工程可行性研究報告設計委托書。(2)與山東菏澤玉皇化工有限公司簽訂的“10萬噸/年環己烷工程可行性研究”設計合同。(3)山東菏澤玉皇化工有限公司提供的有關開展可行性研究的設計條件。(4)中國石油化工總公司《石油化工項目可行性研究報告編制規定》1997年版。(5)山東菏澤玉皇化工有限公司提供的10萬噸/年環己烷裝置有關資料。1.2.2編制可行性研究報告的指導思想和原則(1)采用國內成熟先進的工藝技術和設備,盡量消化吸收國外引進裝置的先進技術，并力求穩妥、先進、可靠。自動控制采用先進的集散型控制系統(DCS)以減輕操作強度，并確保生產安全。(2)本項目原材料和產品涉及易燃、易爆的氣體和液體，裝置建設必須安全可靠，裝置布置合理，并嚴格執行國家防火規范。(3)根據原材料的供應情況及產品的市場需求，確定合理的建設規模。(4)在設計中嚴格貫徹執行國家環境保護和工業安全衛生的有關規定，采取積極有效措施減少“三廢”排放量，對裝置排放的廢氣、廢渣、廢水經過處理后，達標排放。(5)節約能源、節約動力，做到充分利用裝置內的余熱。(10)充分依托山東荷澤玉皇化工有限公司原料以及公用工程、維修、消防力量，做到少投入，多產出，以提高經濟效益。1.3項目背景、經營意義、投資意義1.3.1項目背景山東菏澤玉皇化工有限公司為山東玉皇化工有限公司獨立子公司，山東玉皇化工有限公司始建于19810年，目前已發展成為集開發、生產、銷售于一體的中型精細化工企業。現有員工750余人，總資產7.2億元，固定資產3.98億元，是中國優秀品牌企業、山東省高新技術企業、菏澤市重點工業企業第六位、菏澤市經濟增幅最快的企業之一，于20010年入選“中國化工企業經濟效益500強、中國化工企業500強、中國化工助劑行業50強”。公司主要產品有：氣霧劑級二甲醚、燃料級二甲醚、雙環戊二烯、異戊二稀、間戊二烯、液化天然氣、MTBE、TAME、混合苯、精苯、精C5、丙烯、輕油、化工原料油及化工中間體。產品主要應用于殺蟲劑、合成洗滌劑及農藥、醫藥、合成樹脂、涂料、橡膠、塑料等化工行業。20010年公司實現銷售收入10.5億元，利稅7000萬元。

山東菏澤玉皇化工有限公司，位于菏澤市經濟開發區上海路以東，淮河路以南，占地107公頃。北臨日東高速、南臨菏蘭高速、京九鐵路，新石鐵路橫貫東西，交通便捷，四通八達。針對公司現狀及市場調研分析，公司制定了“十一五”發展規劃總體目標：重點建設10萬噸/年苯加氫項目、20萬噸/年苯乙烯項目、40萬噸/年芳構化項目、40萬噸/年柴油加氫項目、120萬噸/年甲醇制低碳烯烴項目和100萬噸/年煤制甲醇項目。十一五末，實現銷售收入80億元，利稅8.2億元，為菏澤市的經濟騰飛做出更大的貢獻。山東菏澤玉皇化工有限公司自身具有生產環己烷所需的苯、氫氣等原料，現有的公用工程設施裕量可以滿足裝置需要，而且裝置副產蒸汽可以作為苯乙烯裝置加熱熱源使用，減少苯乙烯的生產成本，而且通過采用技術成熟的工藝技術方案，達到降低裝置能耗物耗的目的，因此從自身的建設、公用工程條件、采用的工藝技術以及原材料供應的優勢來說也是可行的，因此建議新建10萬噸/年環己烷裝置。1.3.2經營體制類別山東荷澤玉皇化工有限公司是一家集研發、生產、銷售于一體的民營股份制企業1.3.3投資意義(1)本項目投資的意義在于充分利用山東菏澤玉皇化工有限公司現有的原料及公用工程，通過低價格原料及低能耗生產環己烷，成本優勢明顯，市場競爭力強。山東荷澤玉皇化工有限公司具備建設環己烷裝置良好的建廠條件，現有廠區有足夠的空閑土地，不需另外征地，環己烷所需的主要原料苯及氫氣通過現有裝置得到供應，現有的公用工程（水、電、蒸汽等）均能滿足10萬噸/年環己烷項目的要求，而不需要新建或擴建。山東菏澤玉皇化工有限公司僅需投入裝置部分投資以及很少的配套工程便可建設10萬噸/年環己烷裝置，生產市場上急需的化工及精細化工中間體環己烷。做到少投入、多產出，這樣既充分利用了企業現有的資源，又可以得到良好的經濟效益。(2)本項目采用國內較先進的工藝流程，消耗定額低，環己烷生產成本也低，在市場上具有一定的競爭力。(3)本項目利用苯乙烯裝置的尾氣，通過變壓吸附裝置處理后，送至環己烷裝置，原料苯由廠區粗苯精制裝置供應，減少了該項目原料由外商操縱的風險。(4)本項目具有較好的經濟效益，項目的新建對山東荷澤玉皇化工有限公司產品結構的調整和整個公司的盈利極為重要。(5)從能源綜合利用來看，原料氫氣來源為苯乙烯裝置的脫氫尾氣，現有的設施未對該尾氣進行充分利用，而是通過火炬進行燃燒，一方面造成能源浪費，另一方面對環境造成一定影響，通過建設環己烷項目，可以通過PSA提氫充分利用該脫氫尾氣，使能源得到綜合利用；另外裝置副產大量的低壓蒸汽，應用到苯乙烯裝置的加熱設備中，減少苯乙烯裝置的蒸汽消耗，降低苯乙烯生產成本。因此，新建環己烷項目對整個公司的節能將耗有重要意義。1.4項目的范圍1.4.1本項目可行性研究的范圍包括：10萬噸/年環己烷裝置的市場預測、生產規模和生產工藝流程選擇；技術和設備的先進性、適用性、可靠性；財務上的盈利性、合法性；消防和環境上的可行性；對本項目建設上的可行性進行論證，為項目法人和領導機關提供決策依據。1.4.2項目范圍主要生產裝置：10萬噸/年環己烷裝置，包括8000立方變壓吸附提氫工段及苯加氫制環己烷工段。1.5研究結果1.5.1項目的概況山東荷澤玉皇化工有限公司建設10萬噸/年環己烷裝置可以利用現有的原料供應及公用工程配套的優勢，節約投資，具有良好的經濟效益，廠址選擇在廠內現有空地。環己烷生產采用變壓吸附提氫及苯氣相加氫工藝，技術先進，原材料消耗、公用工程消耗在國內處于領先地位。1.5.2環己烷裝置主要技術經濟指標表(見附表1-1)1.5.3結論(1)山東荷澤玉皇化工有限公司建設10萬噸/年環己烷工程，充分利用現有的資源，減少生產成本。(2)環己烷生產采用變壓吸附提氫及苯氣相加氫工藝，工藝路線先進成熟可靠，控制手段達到國內的先進水平，技術協作條件好。(3)采用的工藝流程中，盡量采取回收措施，減少三廢排放量，同時對裝置三廢處理，使其達到國家排放標準，不會對周圍環境造成影響。1.5.4存在的主要問題和建議本項目與廠區粗苯加氫裝置、苯乙烯裝置有密切聯系，要做好各裝置的協調工作。

附表1-110萬噸/年環己烷裝置主要技術經濟指標表序號項目名稱單位數量備注一生產規模1環己烷kt/a100二產品方案環己烷kt/a100三年操作時小時8000四主要原材料、燃料用量苯kt/a510.8含氫尾氣Nm3/a10.4107(體積含量91%)五公用工程消耗量1水工業水t/h1間歇循環水t/h271.52供電年耗電量kW8.810103供汽副產蒸汽t/h7.10t/h0.4MPa消耗蒸汽t/h1.7t/h1.0MPat/h0.83t/h0.4MPa4冷凍水t/h3.39t/h六三廢排放量處理前1廢水m3/h1.5間歇2廢氣Nm3/h14913廢催化劑t/a11.3開車裝填量100.1t七運輸量kt/a120.0221運入量kt/a100.0112運出量kt/a100.011八裝置定員人43其中：生產工人人38管理人員人5九總占地面積m22324十單位產品綜合能耗kg標油/t1010.59十一工程項目投資1本項目建設總投資萬元31085.7資本金占籌措資額100%(1)建設投資萬元22102.8(2)固定資產投資方向調節稅萬元0(3)建設期利息萬元0(4)流動資金萬元1422.92本項目籌資額萬元22102.8十二年銷售收入（不含稅）萬元435110.3十三成本和費用年平均總成本（不含稅）萬元401050.10十四年平均利潤總額萬元28105.7十五年平均銷售稅金及附加萬元7110.4十六財務評價指標1年平均投資利潤率%710.22年平均投資利稅率%97.73年平均資本金利潤率%710.24貸款償還期年0含建設期5投資回收期所得稅前年2.3含建設期所得稅后年2.8含建設期10所得稅前內部收益率%1110.57所得稅后內部收益率%78.108自有資金內部收益率%78.109所得稅前凈現值萬元11720.1基準收益率取12%10所得稅后凈現值萬元7909.0基準收益率取12%11盈虧平衡點%13.9用生產能力利用率表示第二章市場分析和價格預測2.1產品市場分析和價格預測2.1.1國內外生產能力與產量的歷史及現狀(1)國外生產能力與產量的歷史及現狀1898年首次用苯加氫制得環己烷，發展至今環己烷已經成為一種重要的石油化工原料。據有關資料報道：1992年全世界環己烷的生產能力約為300萬t/a，主要的環己烷生產廠家是美國菲利浦石油公司、英國帝國化學工業公司、美國埃克森化學公司、美國德士古公司、日本宇部工業公司，以上生產能力約占世界總生產能力的43%，2004年世界環己烷生產能力約350萬t/a，2010年將達390萬t/a。主要增長點在亞洲，亞洲的平均增長率約4%。(2)國內生產能力與產量的歷史及現狀我國早期的環己烷裝置為國外引進技術，生產產量較少，隨著下游產業的發展，我國環己烷產能、產量不斷增長。2004年我國環己烷產能21.2萬t/a左右，到2007年，我國有10家環己烷生產企業，總產能44萬t/a左右，其中巴陵石化公司是國內最大的生產企業，產能達到10t/a。近幾年，隨著環己烷產量的提高，我國進口數量呈現遞減趨勢，近幾年國內環己烷產能見表2-1。表2-1近幾年國內環己烷產能年份200020012002200320042005產能10.412.4110.118.721.228.10年份200102007200820092010產能310.844.1051.358.2108目前國內環己烷生產廠家主要有以下公司：江蘇揚農化工集團有限公司、河南神馬、河北石焦化集團有限公司、山東昌邑大安、山東洪業化工有限公司、中石化巴陵分公司、浙江巨化集團公司、南京東方化工公司等，總產量占全國產能的90%以上。我國環己烷生產能力如表2－2。表2-2我國環己烷生產能力現狀廠名生產能力萬噸/年備注中石化巴陵分公司10自用為主江蘇揚農化工集團有限公司1.5自用為主河南神馬集團1自用為主河北石焦化集團有限公司2.5外銷山東昌邑大安精細化工有限公司0.8外銷浙江巨化集團公司9自用為主山東洪業化工有限公司10自用為主山東海力化工有限公司20自用為主山東方明10南京東方化工公司8自用為主合計108.8目前，由于環己烷市場前景看好，許多廠家紛紛增加環己烷產量，預計2010年我國環己烷生產能力將達到108萬t/a。2.1.2國內外市場需求和價格的歷史及現狀國內外市場需求環己烷主要用于制備環己醇和環己酮，另外，在涂料工業中廣泛用作溶劑，是樹脂、脂肪、石蠟油類、丁基橡膠等的極好溶劑。環己烷90%用于環己酮生產，環己酮為己內酰胺生產的中間產品，通常由己內酰胺廠生產，自產自用。目前己內酰胺生產需求擴大，帶動上游環己烷、環己酮的產量，環己烷需求量猛增，2002年全世界環己烷需求量為240萬t/a，2005年達到330萬t/a預計2010年需環己烷390萬t/a。國內市場競爭日趨激烈，近年環己烷生產裝置建設改造進入一個高潮，市場需求穩步增加，預計2010年國內需環己烷75萬噸。隨著擴建及新建產能的投產，我國環己烷需求量將得到部分緩解。另外，進口環己烷對國內市場沖擊較大，國際上荷蘭的DSM集團、日本的旭化成公司等大公司，以及德國和中國臺灣省的環己烷生產規模都很大，并且仍在不斷擴大生產能力，其中有部分生產能力是針對我國市場擴建的。這些大公司有著明顯的規模效益和低成本優勢，勢必對國內環己烷市場構成較大沖擊。國內企業不得不早作打算，及早制定應對措施，保持競爭的主動地位。國內外產品價格環己酮的行情同原料苯的價格密切相關，2009年1月份國內環己烷價格為4200元/噸，基本無生產利潤，生產情況在8月份逐步好轉，至2009年底價格達到7500元/噸左右，在2010年價格穩步攀升，最高達到10000元/噸，最近回落并穩定在81000元/噸左右，2009-2010年價格趨勢，見表2-3：表2-32009-2010年價格趨勢月份2009-11122010-123價格/元/噸750082008100092009000月份451078價格/元/噸91000910008500850085002.1.3目標市場分析和價格預測目標市場分析本項目產品環己烷主要的用戶是山東及周邊地區環己酮生產廠商，山東地區有多家環己酮生產商，生產原料為環己烷，由于不具備環己烷生產所需的原料等因素，生產的環己烷價格較高或需要外購環己烷，因此為山東荷澤玉皇化工有限公司環己烷銷售提供廣闊市場，因此荷澤玉皇化工生產的環己烷可以在山東及周邊地區的市場上銷售。價格預測今年1月份環己烷價格為8400元/噸，并逐步增長到5月份最高達到10000元/噸，到8月份價格在8500元/噸，總體看來，2010年的價格相對穩定在8500以上，由于環己烷的主要下游產品環己酮，需求繼續增大，預計環己烷的價格會繼續小幅增長。2.2原料供求及價格預測2.2.1原料市場供求和價格的歷史及現狀(1)苯純苯的工業生產有四種工藝：1、煤焦油經過分離出粗苯后經精制生產純苯；2、石油煉制過程中得到的C10－C8烴餾分，在催化劑作用下芳構化生成苯等芳烴，再經分離得到純苯；3、乙烯裝置副產的裂解汽油，經過兩次催化加氫再經分離得到純苯；4、甲苯歧化，烷基轉移生產純苯。純苯的主要消費領域是苯乙烯（占50％）、苯酚、己內酰胺、苯胺、順酐、氯苯、硝基苯、烷基苯以及溶劑使用等。表2-4純苯下游產品2005/2010年純苯需求量（萬噸）年產品2005*2010**苯乙烯1145100苯酚37150己內酰胺2040順酐2880苯胺、硝基苯5090氯苯1520烷基苯1820合計2829100*為實際消耗值**按下游產品需求值折算中國的純苯主要是中國兩大石油－石化企業壟斷，僅自供平衡。2005年純苯產量為3010.11萬噸，進口25.5萬噸，表觀消費330萬噸。20010年純苯產能超過380萬噸/年，產量達到3100萬噸/年。由于乙烯產能和石油煉制能力擴大，2010年中國石油純苯總產能有望突破500萬噸/年，另從焦化苯的精制，經加氫脫硫可得到純苯。2005年我國焦炭產量為2.25億噸，可得粗苯225萬噸。現建的焦化苯處理裝置的有山焦集團、山東海化集團、山西宏特集團和寶鋼集團，預計到2010年焦化純苯可達100～150萬噸/年，預計到2010年石油純苯和焦化純苯的總產能將達到1000萬噸/年以上。2005年全球純苯產能為4450萬噸/年，需求量為3840萬噸/年，預計20010年～2010年均增速為2.4％。到2010年全球純苯產能將達到5010萬噸/年。20010～2010年需求量的增速為3.7％，到2010年全球純苯需求量將達到41010萬噸/年。世界純苯的生產和消費主要集中在亞洲、北美和西歐。2000～2010年中國純苯供需狀況見表2-5。表2-52000～2010年中國純苯供需狀況（單位萬噸）項目200020012002200320042005200102010*進口量7.55.325.57050出口量93.9910.91.391.10產量185199214238.9252.193010.131001000表觀需求183.5201.3209.22292510為預測值圖2－1國內苯價格走勢圖根據國內苯價格走勢圖，2003年苯平均價格在3350元/噸，20010年均價基本上為7500元/噸以上。苯市場的價格起伏較大，與國際原油價格變化有關，另外還與苯的下游產品市場需求有關，若市場平淡，國內苯市場價格將會平移或下降。前年，受到世界金融風暴的沖擊，國際原油價格一路走低，純苯價格也跌倒谷底，最低價達31000元/噸。去年9月份開始較快回升，后價格穩定在10300-10500元/噸。20010至2010年的平均價（見表2－10）。2010年前8月的市場價格一直比較穩定，維持在5800-10300之間。表2-102005~2009年各年苯平均價格年份20010年2007年2008年2009年2010年前8月5年均價價格（元/噸）710105.4194258430.834030100007110(2)氫氣氫氣是環己烷生產的另一種主要原料。由于氫氣貯存運輸等原因，一般用氫企業均自產自用，其價格取決于制造成本。本項目氫氣來源于20萬噸/年苯乙烯裝置乙苯脫氫產生的含氫尾氣，該尾氣的氫氣體積含量為91%左右，經過變壓吸附裝置處理后供苯加氫使用，生產的氫氣量基本滿足環己烷裝置生產需要。2.2.2原料來源及供應狀況本工程所需的原料苯由公司粗苯加氫裝置供應，由罐區經管道輸送至環己烷裝置區，原料氫氣來源于苯乙烯裝置的含氫尾氣，經變壓吸附吸附后送苯加氫反應器使用，因此，兩種基本原料可由廠區自行解決，減少原料外購帶來的風險。原材料來源見表2-7：表2-7原材料來源表序號物料來源數量規格1苯粗苯加氫裝置510240噸/年純苯2氫氣苯乙烯裝置尾氣經變壓吸附10.4×107Nm3/年2.2.3產品價格確定的原則為使項目在經濟上具有較強的抗風險能力，本項目在財務分析中原料和產品不使用十年平均價格，而是采用市場現行價格，即原料苯按10500元/噸，產品環己烷價格按市場價格8500元/噸計。2.3輔助材料、燃料的供應2.3.1主要輔助材料來源見表2-8表2-8主要輔助材料來源表序號物料來源數量規格備注1加氫催化劑外購10.5噸/次Ni-Al2O3壽命2年2吸附劑外購109.8噸/次CNA-133、CNA-229、CNA-314、CNA-421壽命15年3除油劑外購8.3噸/次CNA-110、CNA-229壽命2年4預處理劑外購12.7噸/次CNA-314、CNA-421壽命3年第三章生產規模、總工藝流程及產品方案3.1生產規模生產規模：10萬噸/年環己烷。年操作時:8000小時。3.2總工藝流程本工程利用公司粗苯加氫生產的純苯、苯乙烯裝置的含氫尾氣為原料，通過8000m3變壓吸附提氫工段（PSA）、苯氣相加氫工段生產環己烷。化學反應式為：C10H10+3H2=C10H123.2.18000m3變壓吸附提氫工段流程簡述：苯乙烯裝置含氫尾氣經過壓縮機增壓后，原料氣在P=1.3MPa、t≤40℃條件下進入變壓吸附提氫工段。首先進入氣液分離器除去游離水，然后經過兩臺可串并聯操作的除油器除去壓縮機油，再進入由兩臺預處理器和一系列程控閥組成的預處理系統，除去芳烴等高沸點組分，從預處理出來的凈化氣送往PSA后系統。除油器一開一備，吸附飽和后一次性更換吸附劑，約兩年一換。預處理再生時，先用經換熱器加熱到150℃的PSA解吸氣進行加熱，再用未經加熱的解吸氣進行冷吹。PSA后系統由10臺吸附器和一系列程控閥等組成，采用10-2-3/V工藝流程。在變壓吸附系統中，任一時刻總有2臺吸附器處于吸附步驟，由入口端通入原料氣，在出口端獲得氫氣。每臺吸附器在不同時間依次經歷吸附(A)、多級壓力均衡降(EiD)、逆向放壓(D)、抽空（V）、多級壓力均衡升(EiR)和最終升壓(FR)等步驟，采用多次均壓的目的使盡可能的回收有效組分。逆放步驟排出了吸附器中吸附的部分雜質組分，剩余的雜質通過沖洗抽空步驟進一步完全解吸。產品氣在≥1.2MPa的壓力下由吸附塔頂部出來，解吸氣在0.02MPa下輸出界外。3.2.2苯氣相加氫工段流程簡述：原料苯經換熱器預熱，加熱器加熱汽化后，再送至汽化器中與氫氣一起過熱進入反應器，其中氫氣由新鮮氫和循環氫混合而成。蒸發后的苯氫混合氣由兩臺前反應器頂部進入并進行反應，反應熱用于副產低壓蒸汽，未反應的原料在后反應器中完全反應，從后反應器出來的反應物料，經冷凝冷卻后在分離器中進行氣液分離。氣相經深冷器和吸附器回收微量環己烷后，未反應的氫氣經壓縮機增壓后循環使用，液相環己烷則送入穩定塔處理后，經冷卻儲存在環己烷貯槽中。3.3產品方案3.3.1環己烷表3-1產品環己烷規格表項目指標試驗方法色度（Hazen）≤15GB3143密度0.777-0.782GB4472純度%（m/m）≥99.70GB7534苯mg/kg≤100SH11074正己烷mg/kg≤500SH11074甲基環己烷mg/kg≤500SH11074甲基環戊烷mg/kg≤400SH11074餾程℃≤1.5GB7534硫≤2GB121088產品環己烷為液態，年產環己烷100000噸，以槽車運輸的形式出廠銷售。3.3.2中間產品氫氣表3-2氫氣規格表項目指標備注氫氣≥99.99體積分率CO+CO2≤10ppm壓力MPa1.2溫度℃403.4全廠自控水平環己烷裝置主要分為PSA工段及環己烷工段，PSA工段程控閥多、動作頻繁，操作對自動化要求高，本項目采用S7-300冗余控制系統；環己烷工段采用集散型控制系統(DCS)對整個生產過程進行監視、操作、報警、聯鎖和控制，同時對關鍵的電氣設備進行遠距離控制。為保證裝置安全生產，所有現場儀表均選擇符合安裝地點的危險區域等級劃分的防爆儀表，并在危險區域內設置可燃氣體報警傳感器，此信號送至DCS系統進行監視和報警。第四章工藝裝置4.1工藝原理4.1.1變壓吸附原理吸附吸附是指當兩種相態不同的物質接觸時，其中密度較低物質的分子在密度較高的物質表面被富集的現象和過程。有吸附作用的物質（一般為密度相對較大的多孔固體）被稱為吸附劑，被吸附的物質（一般為密度相對較小的氣體或液體）稱為吸附質。吸附按其性質的不同可分為四大類，即：化學吸著、活性吸附、毛細管凝縮、物理吸附。化學吸附是指吸附劑與吸附質間發生有化學反應，并在吸附劑表面生成化合物的吸附過程。其吸附過程一般進行的很慢，且解吸過程非常困難。活性吸附是指吸附劑與吸附質間生成有表面絡合物的吸附過程。其解吸過程一般也較困難。毛細管凝縮是指固體吸附劑在吸附蒸氣時，在吸附劑孔隙內發生的凝結現象，一般需加熱才能完全再生。物理吸附是指依靠吸附劑與吸附質分子間的分子力（即范德華力）進行的吸附。其特點是：吸附過程中沒有化學反應，吸附過程進行的極快，參與吸附的各相物質間的平衡在瞬間即可完成，并且這種吸附是完全可逆的。PSA制氫裝置中的吸附主要是物理吸附。變壓吸附

在實際工業應用中，吸附分離一般分為變壓吸附和變溫吸附兩大類。從吸附劑的吸附等溫線可以看出，吸附劑在高壓下對雜質的吸附容量大，低壓下吸附容量小。同時從吸附劑的吸附等壓線可以看到，在同一壓力下吸附劑在低溫下吸附容量大，高溫下吸附容量小。利用吸附劑的前一性質進行的吸附分離稱為變壓吸附(PSA)，利用吸附劑的后一性質進行的吸附分離就稱為變溫吸附(TSA)。在物理吸附中，各種吸附劑對氣體分子之所以有吸附能力是由于處于氣、固相分界面上的氣體分子的特殊形態。一般來說，只處于氣相中的氣體分子所受的來自各方向的分子吸引力是相同的，氣體分子處于自由運動狀態；而當氣體分子運動到氣、固相分界面時(即撞擊到吸附劑表面時)，氣體分子將同時受到固相、和氣相中分子的引力，其中來自固相分子的引力更大，當氣體分子的分子動能不足以克服這種分子引力時，氣體分子就會被吸附在固體吸附劑的表面。被吸附在固體吸附劑表面的氣體分子又被稱為吸附相，其分子密度遠大于氣相，一般可接近于液態的密度。

固體吸附劑表面分子對吸附相中氣體分子的吸引力可由以下的公式來描述：

分子引力F=C1/rm-C2/rn

(m>n)

其中：C1表示引力常數，與分子的大小、結構有關

C2表示電磁力常數，主要與分子的極性和瞬時偶極矩有關

r表示分子間距離

因而對于不同的氣體組分，由于其分子的大小、結構、極性等性質各不相同，吸附劑對其吸附的能力和吸附容量也就各不相同。PSA制氫裝置所利用的就是吸附劑的這一特性。由于吸附劑對混合氣體中的氫組分吸附能力很弱，而對其它組分吸附能力較強，因而通過裝有不同吸附劑的混合吸附床層，就可將各種雜質吸附下來，得到提純的氫氣。吸附平衡是指在一定的溫度和壓力下，吸附劑與吸附質充分接觸，最后吸附質在兩相中的分布達到平衡的過程。在實際的吸附過程中，吸附質分子會不斷地碰撞吸附劑表面并被吸附劑表面的分子引力束縛在吸附相中；同時吸附相中的吸附質分子又會不斷地從吸附劑分子或其它吸附質分子得到能量，從而克服分子引力離開吸附相；當一定時間內進入吸附相的分子數和離開吸附相的分子數相等時，吸附過程就達到了平衡。對于物理吸附而言，動態吸附平衡很快就能完成，并且在一定的溫度和壓力下，對于相同的吸附劑和吸附質，平衡吸附量是一個定值。

由于壓力越高單位時間內撞擊到吸附劑表面的氣體分子數越多，因而壓力越高平衡吸附容量也就越大；由于溫度越高氣體分子的動能越大，能被吸附劑表面分子引力束縛的分子就越少，因而溫度越高平衡吸附容量也就越小。在溫度一定時，隨著壓力的升高吸附容量逐漸增大；在壓力一定時，隨著溫度的升高吸附容量逐漸減小。

PSA制氫裝置的工作原理利用的是氣體的吸附與解吸。吸附劑在常溫高壓下大量吸附原料氣中除氫以外的雜質組分，然后降低壓力使各種雜質得以解吸。

4.1.2苯加氫原理熱力學分析苯加氫反應是一個復雜的反應體系。在反應條件下,除主反應生成目標產物環己烷外，苯與氫可能發生以下各種反應：a.苯的加氫裂解,最終產物為碳和甲烷;b.環己烷的異構化反應生成甲基環戊烷;c環己烷的裂解反應生成甲烷。對于主反應及各副反應而言,主反應和反應a是平行反應。主反應和反應b為可逆反應,但前者為放熱反應,后者為吸熱反應。各反應的平衡常數相差較大,溫度對各個反應的影響不一。苯加氫制環己烷的主反應是一個放熱的、體積減小的可逆反應,反應的平衡常數在高溫下顯著降低，因此，低溫和高壓對該反應是有利的。當溫度超過5100K以后,主反應的苯轉化率將減小,苯加氫制環己烷的適宜反應溫度不應超過5100K;否則只有提高系統壓力才能保證高的轉化率,而這無疑將增加設備投資和操作費用。反應b是一個可逆吸熱反應,低溫有利于反應向逆方向進行。因此,苯加氫制環己烷的反應溫度不宜過高;當然也不能太低,否則反應分子不能很好地活化,進而導致反應速率比較慢。反應機理關于苯催化加氫的反應機理,眾說紛紜。分歧主要集中在：1)作用物在催化劑表面是發生單位吸附還是多位吸附。一種觀點認為苯分子在催化劑表面發生多位吸附,然后與氫反應,生成環己烷;另一種觀點則認為苯分子只與催化劑表面的1個活性中心發生化學吸附,形成鍵合吸附物,然后吸附的氫逐步加到吸附的苯分子上。2)大多數研究者均認為表面化學反應為速率控制步驟,但涉及到具體哪一步則產生了分歧。有人認為往苯環上加第1個氫原子或第1個氫分子是速率控制步驟,因為這要破壞苯環的共振結構。但也有文獻指出,同時往苯環上加3個氫分子才是控制步驟。3)關于吸附項,一般都認為氫氣和苯均吸附,而對環己烷是否吸附、氫吸附是分子吸附還是解離吸附、吸附活性位是一類還是兩類等問題,研究者們持有不同的觀點。但目前被大多數研究者接受的反應機理如下：苯加氫按L-H機理進行.苯為非解離吸附，氫為解離吸附，解離產生的吸附態氫原子逐步加到苯環上。假設催化劑表面存在一類活性中心，用*表示，則：H2+2*=2H*（a）C10H10+*=C10H10*（b）C10H10*+H*=C10H7*+*（c）C10H7*+H*=C10H8*+*（d）C10H8*+H*=C10H9*+*（e）C10H9*+H*=C10H10*+*（f）C10H10*+H*=C10H11*+*（g）C10H11*+H*=C10H12*+*（h）C10H12*=C10H12+*（i）根據各步的熱力學分析，向苯環上加第一個氫原子需破壞苯環的共振結構，在熱力學和動力學上都較困難，故吸附態苯分子和吸附態氫原子間的表面反應式(c)為控制步驟，得到θH=(bHPH)1/2/[1+bBPB+(bHPH)1/2]θB=(bBPB)/[1+bBPB+(bHPH)1/2]其中，θH為吸附氫的覆蓋分率，θB為吸附苯的覆蓋分率，bH為氫的吸附平衡常數，bB為苯的吸附平衡常數。由式(c)得到動力學方程為r=kθHθB=k(bHPH)1/2bBPB/[1+bBPB+(bHPH)1/2]2因氫為弱吸附，bH<<bB,bBPB>>(bHPH)1/2,所以(bHPH)1/2可忽略，上式簡化為r=k(bHPH)1/2bBPB/[1+bBPB]2此公式為苯加氫催化劑的動力學機理方程式。對于其他研究，也提出了若干動力學方程式，選擇其中一部分列于表4-1。表4-1鎳基催化劑氣相苯加氫反應的動力學方程催化劑動力學方程Ni/Al2O3(工業級)Ni/硅藻土（工業品）r=3Ni/Cr2O3(式中的m=4.4×10-3T-1.45)Ni/Al2O3（工業品）Ni-NiO/SiO2Ni-NiO/SiO2Ni/Al2O3（工業品）r=K’PBPH1/2/(1+bBPB)4.2工藝技術選擇4.2.1變壓吸附工藝變壓吸附生產工藝變壓吸附氣體分離與提純技術成為大型化工工業的一種生產工藝和獨立的單元操作過程，是在本世紀六十年代迅速發展起來的。這一方面是由于隨著世界能源的短缺，各國和各行業越來越重視低品位資源的開發與利用，以及各國對環境污染的治理要求也越來越高，使得吸附分離技術在鋼鐵工業、氣體工業、電子工業、石油和化工工業中日益受到重視；另一方面，六十年代以來，吸附劑也有了重大發展，如性能優良的分子篩吸附劑的研制成功，活性炭、活性氧化鋁和硅膠吸附劑性能的不斷改進，以及ZSM特種吸附劑和活性炭纖維的發明，都為連續操作的大型吸附分離工藝奠定了技術基礎。

由于變壓吸附(PSA)氣體分離技術是依靠壓力的變化來實現吸附與再生的，因而再生速度快、能耗低，屬節能型氣體分離技術。并且，該工藝過程簡單、操作穩定、對于含多種雜質的混合氣可將雜質一次脫除得到高純度產品。因而近三十年來發展非常迅速，已廣泛應用于含氫氣體中氫氣的提純，混合氣體中一氧化碳、二氧化碳、氧氣、氮氣、氬氣和烴類的制取、各種氣體的無熱干燥等。而其中變壓吸附制取純氫技術的發展尤其令人矚目。

在工業變壓吸附(PSA)工藝中，吸附劑通常都是在常溫和較高壓力下，將混合氣體中的易吸附組分吸附，不易吸附的組分從床層的一端流出，然后降低吸附劑床層的壓力，使被吸附的組分脫附出來，從床層的另一端排出，從而實現了氣體的分離與凈化，同時也使吸附劑得到了再生。工藝技術方案的選擇對于從苯乙烯尾氣中提純H2的變壓吸附裝置，由于原料氣的壓力較高，原料氣中的雜質含量高且均屬于較容易解吸的雜質，在氫氣回收率要求不高的情況下,通常采用投資少、能耗低的PSA流程。變壓吸附(PSA)分離技術是依靠壓力的變化來實現吸附與再生，主流程的工序包括：吸附、均降、順放、逆放、沖洗、均升、終升等工藝步序。吸附工序：在常溫、高壓下原料氣進入吸附床，吸附劑將雜質吸附，獲得產品氫氣。

減壓工序：通過一次或多次的均壓降壓過程，將床層死空間氫氣回收。

順放工序：通過順向減壓過程獲得吸附劑再生的沖洗氣源，即用于對其他塔進行吹掃。

逆放工序：逆著吸附方向減壓使吸附劑獲得部分再生

沖洗（抽真空）工序：用產品氫沖洗(或抽真空)降低雜質分壓，使吸附劑完成最終的再生。

升壓工序：通過一次或多次的均壓升壓和產品氣升壓過程使吸附塔壓力升至吸附壓力，為下一次吸附作好準備其中關鍵工藝條件的選擇：1）對均壓次數的選擇在變壓吸附中進行均壓過程的目的實際上是回收吸附床死空間內的產品氣。因為在吸附過程結束時，床層內有大量的高壓產品氣，如果不均壓回收過程將導致產品收率很低。而均壓次數的多少主要取決于原料氣的壓力、原料氣的組成和是否采用抽真空再生等因素。一般而言，原料氣壓力越高則均壓次數應越多；原料氣中的雜質越容易吸附，均壓次數可以越多；采用抽真空流程則均壓次數可以相對較多。本裝置在充分考慮了原料氣壓力、組成和再生方式等因素后，選擇三次均壓方案。2）同時進料的吸附塔數的確定主要取決于裝置的處理量、吸附壓力、原料組成、投資和占地等因素。綜合考慮以上因素，本裝置確定采用雙塔連續進料流程。3）對總吸附塔數的確定取決于在實現雙塔連續進料、三次連續均壓過程的同時又要保證吸附劑再生時間足夠、再生效果優良，我們推薦采用的總吸附塔數為10塔。所以本系統采用10-2-3/V工藝流程。在變壓吸附系統中，任一時刻總有2臺吸附器處于吸附步驟，由入口端通入原料氣，在出口端獲得氫氣。4.2.2環己烷生產工藝以苯為原料，經加氫生成環己烷的工藝有氣相法及液相法兩種工藝路線，液相苯加氫工藝特點是反應穩定、緩和，轉化率和收率也很高，但能耗也較高，液相反應的氫氣利用率僅為85%。液相苯加氫典型工藝有IFP法、Arosat法和BP法。氣相苯加氫工藝特點是氣相苯加氫工藝混合均勻，轉化率和收率均很高，現在工業上苯加氫裝置多采用此工藝路線。氣相苯加氫法典型工藝有:Bexane、ARCO、UOP、Houdry和Hytoray法等。4.2.2工藝技術方案的選擇環己烷裝置生產工藝環己烷的生產工藝過程如下：苯加氫方法分氣相加氫法和液相加氫法兩種。氣相加氫法是在固定床內以鎳或鉑為催化劑，氣相的苯與氫氣在一定壓力下，通過催化劑床層進行反應生成環己烷，氣相加氫是工業上廣泛采用的方法。液相加氫法是苯在反應器中于適當溫度和壓力下呈液相狀態，以鎳鋁粉為催化劑，催化劑在液相中保持穩定的懸浮狀態，苯與氫氣進行加氫反應生成環己烷。苯液相加氫制環己烷工藝的優點一是可以減少局部過熱，反應溫度較均勻，副產物少，產品質量較好。二是催化劑的活性高，生產強度大。其缺點是催化劑的壽命短，消耗量大，運行周期短，需經常更換，操作麻煩，而且需用泵進行循環，動力消耗大。懸浮的催化劑容易堵塞管道和閥門。近年來采用新型金屬絡合物液體催化劑，可以避免使用懸浮催化劑的缺點。液相加氫法適用于生產規模大的裝置，據資料介紹，當產品規模大于10萬噸/年時，可節省投資。苯氣相加氫工藝和液相加氫工藝的比較見表4-2：表4-2苯加氫的各種工藝技術比較DSM技術國內技術IFP技術BASF技術反應溫度,℃200~400130~250180~200200反應壓力,MPa3.20.10~1.02.72.5催化劑及壽命Pt-AL2O3,>5年Ni-AL2O3,>2年NiPS2,,3~10月可溶性催化劑,連續消耗轉化率,%>99.9>99.5100(催化劑活性高時)~100技術特征1、固定床氣相加氫工藝固定床氣相加氫工藝液相加氫工藝液相加氫工藝2、反應熱用熱油移去,副產0.9MPa蒸汽反應熱用熱水移去,副產低壓蒸汽反應熱用水移去,副產低壓蒸汽反應熱用水移去,副產低壓蒸汽3、為防止催化劑結塊,原料苯經衡沸蒸餾脫水至<100ppm催化劑在氣體鼓泡和液體用泵循環的聯合作用下呈懸浮狀態,產品烷經穩定塔除去輕組分。4、反應溫度控制在不高于420℃,以免發生烷的異構化反應反應溫度嚴格控制在不高于2100℃,以免發生副反應,并損壞催化劑隨著催化劑活性降低,補加新催化劑,當催化劑達一定量后,則停車更換催化劑原料苯經衡沸蒸餾脫水至<100ppm,產品烷經蒸餾精制兩種苯加氫工藝,各有其優缺點,各國根據技術掌握的情況和產品規模的大小,選取合適的工藝。苯加氫反應常用催化劑的活性金屬組分為Pt，Ni，其活性排列為:Pt>Ni，加氫活性的比例為：KPt∶KNi=18∶7，這表明鉑的活性比鎳高2.10倍，但鉑的價格為鎳的幾百倍，因此選擇鎳作為催化劑活性組分更經濟，而且鎳作為催化劑活性組分的催化劑研究和開發工作取得一定進展，主要集中在以下三個方面：改良催化劑載體、加入新組分來調變鎳基催化劑的催化性能和新型催化劑開發。通過以上三方面對催化劑研發，鎳催化劑的經濟性和良好的選擇性使得鎳作為苯加氫催化劑在目前的工業生產中得以廣泛運用。鉑催化劑和鎳催化劑優缺點的比較見表4-3：表4-3兩種不同催化劑苯氣相加氫工藝比較序號項目鉑催化劑鎳催化劑備注1反應溫度/℃200~400130~2502反應壓力/Mpa3.20.10~1.03轉化率/%>99.9>99.54液體空速1.10~1.80.10~0.85催化劑壽命/年5~`102~410催化劑來源進口或國內研制進口或國內研制7產品環己烷質量含苯~20ppm含苯~100ppm8操作維護反應溫度范圍較寬反應溫度范圍較窄鉑催化加氫法的優點是轉化率高，空速大，催化劑使用壽命長。但催化劑價格昂貴，裝置投資大。鎳催化加氫法的優點是裝置投資較少，催化劑較便宜，催化劑的活性及選擇性能滿足苯加氫裝置的要求，因此推薦本項目采用鎳催化加氫工藝。綜合上述情況，我們對各種工藝技術進行了分析比較，權衡利弊得失，并根據我們掌握的技術和操作經驗，選擇如下成熟、先進、適用的工藝技術方案：以苯為起始原料，在鎳催化劑存在下苯蒸汽和氫氣在固定床反應器中進行氣相加氫反應生成環己烷。主要操作條件1）變壓吸附工段：預處理吸附壓力：1.3Mpa；再生壓力：0.02Mpa；吸附溫度：常溫；再生溫度：150℃；吸附壓力：1.2Mpa；解吸壓力：0.02Mpa；吸附溫度：常溫；解吸溫度：常溫；2）環己烷工段：苯加氫反應：反應溫度130～220℃；反應壓力0.10～1.0MPa工藝技術特點PSA采用成熟的PSA流程，裝置占地面積小，工藝簡單、運行可靠。PSA采用專用吸附劑，具有良好的解吸性能，在吸附碳烴類后，可以采用直接降壓加抽空解吸的方式實現完全的解吸。PSA采用選用專利防沖刷自補償第五代平板閥，具有動作壽命長，動作100萬次以上無泄露，關閉速度快，開啟速度慢，并具有閥位狀態現場指示和遠程傳送信號的性能。環己烷采用固定床反應氣相加氫，工藝成熟，操作控制容易，轉化率高。環己烷采用以Al2O3為載體的鎳催化劑，空速較大,使用壽命長,產品質量好。4.3環己烷裝置工藝流程4.3.1工藝流程圖PSA工段環己烷工段4.3.2工藝流程簡述PSA工段本工段主要包括100#壓縮工序、200#預處理工序、300#變壓吸附工序。⑴100#壓縮工序原料氣在0.05MPa（G）、40℃下，進入本裝置100#壓縮工序，將原料氣壓縮至1.3MPa，該工序由3臺原料氣壓縮機（兩開一備）組成。⑵200#預處理工序壓縮后的原料氣送往200#預處理工序。200#預處理工序由1臺氣液分離器、2臺除油器、2臺預處理器、1臺再生氣加熱器、1臺再生氣冷卻器組成。氣液分離器脫除原料氣中可能夾帶的機械水；除油器脫除壓縮機潤滑油；預處理器進一步脫除其中的烷烴、芳烴等沸點雜質，得到符合變壓吸附原料氣要求的凈化氣。2臺除油器可串并聯操作，除油劑不再生，約2年更換；2臺預處理器并聯操作，預處理吸附劑可再生，約3年更換一次。預處理器采用變溫吸附工藝，再生時，解吸氣經加熱器到150℃對預處理器進行再生，再用常溫的解吸氣冷吹降溫，再生后的解吸氣經冷卻器冷卻至常溫后去作燃料氣或去界外氣炬。⑶300#變壓吸附工序預處理氣進入變壓吸附系統，獲得氫濃度~99.99%的產品氫氣。裝置主程序采用10-2-3/V工藝，主要由10臺吸附塔、1臺中間罐、1臺氫氣緩沖罐、1臺解吸氣緩沖罐、1臺解吸氣混合罐、3臺真空泵、1臺真空泵后冷卻器和一系列程控閥組成。10-2-3/V工藝的特點是任何時刻總有2個吸附塔處于吸附狀態，進行3次均壓，抽空再生；每個塔均要一次經歷吸附(A)、第一次均壓降(E1D)、第二次均壓降(E2D)、第三次均壓降(E3D)、逆放(D)、抽空(V)、第三次均壓升(E3R)、第二次均壓升(E2R)、第一次均壓升(E1R)、最終升壓(FR)等步驟。凈化氣自下而上進入正處于吸附狀態的吸附器中，由其內部的吸附劑進行選擇性的吸附，在吸附器頂部得到產品氫氣，吸附器通過逆放和抽空步驟將被吸附的雜質解吸出來得到解吸氣，經解吸氣緩沖罐和解吸氣混合罐穩壓后送到200#工序作再生氣或直接送出界區。吸附器吸附劑~15年更換。環己烷工段來自罐區的原料苯在流量控制調節下，送入E101苯預熱器的管程，經殼側低壓蒸汽預熱至105℃左右，進入苯加熱器E102的管程，用殼程低壓蒸汽加熱至汽化，然后導入苯汽化器E103中與經過加熱后的氫氣一起進入苯汽化器頂部的過熱器，通過蒸汽流量控制進入反應器的苯與氫氣混合物料的溫度。進入苯汽化器的氫氣來自氫氣混合罐V103，由新鮮氫和循環氫氣混合而成后，進入氫氣換熱器E104的管程，通過反應器出料加熱至140℃左右進入苯汽化器。從苯蒸發器E103出來的苯氫混合氣分成兩股，分別由兩臺加氫前反應器R101頂部進入反應器并進行反應。反應器為列管式反應器，列管中內裝填以氧化鋁為載體的鎳催化劑。反應熱用殼側的熱水通過副產蒸汽的方法移去，維持反應溫度最高不得超過250℃。熱水首先進入熱水循環泵P101的入口，與來自汽水分離器V101的熱水一起經泵增壓后，進入反應器殼側吸收反應放出的熱量后，進入汽水分離器V101，實現汽水分離，氣體送入管網使用，未蒸發的熱水循環使用。流出反應器R101的物流，進入加氫后反應器R102頂部并進行反應，使苯完全轉化為環己烷，加氫前反應器R101與加氫后反應器R102的控制方案相同。加氫后反應器R102的出料經過氫氣換熱器后，進入氣體冷凝器E105殼側，經循環水冷凝后，液體進入烷中間罐V107，氣體進入分離器V105分離出夾帶的液體后，進入尾氣冷凝器E1010，同樣的冷凝液進入烷中間罐V107，氣體進入分離器V1010分離出夾帶的液體后，主要組分為未反應的氫氣，進入循環氫氣緩沖罐V104，用壓縮機K101增壓后與新鮮氫進入氫氣緩沖罐V103，然后作為反應原料循環使用。進入烷中間罐V107的液相為產品環己烷，經過熱回收換熱器加熱環己烷后，進入穩定塔T101脫除溶解在環己烷中的氫氣，穩定塔在正壓條件下操作，塔頂經冷卻水冷卻后不凝氣排放到火炬系統，塔釜100℃左右的環己烷經過熱回收換熱器降溫后，液相環己烷在E107經過循環水冷卻后，送入貯罐中。4.4自控水平4.4.1設計范圍本設計包括10萬噸/年環己烷裝置的全部自控系統及儀表裝置，包括PSA工段及環己烷工段。4.4.2工藝裝置對自動控制的要求環己烷裝置原料苯和氫氣以及產品環己烷均為易燃、易爆介質，而且生產過程連續性強，控制指標和防爆要求非常嚴格，因此本裝置采用集散型控制系統(DCS)對整個生產過程進行監視、操作、報警、聯鎖和控制，同時對關鍵的電氣設備進行遠距離控制。為保證裝置的安全生產，所有現場儀表均選擇符合安裝地點的危險區域等級劃分的防爆儀表，并在危險區域內設置可燃氣體報警傳感器，此信號送至DCS系統進行監視和報警，其中PSA工段由于程控閥多、動作頻繁，且裝置操作對自動化水平要求較高，采用S7-300冗余控制系統，裝置操作全部由控制系統完成。重要參數在計算機屏幕上設有指示及歷史趨勢和實時趨勢記錄，可實現各種報表的打印。裝置關鍵參數均在計算機上實現聲光自動報警。4.4.3關鍵設備的檢測和控制本裝置約有控制回路19套，其中關鍵的控制系統有：尾氣增壓機壓力控制尾氣增壓機壓力控制，通過調節閥用于原料氣入口低壓返流調節來實現。苯進料流量控制來自罐區的苯流量經過流量指示控制，準確計量進入反應系統的苯量，防止反應氫苯比過低。3.反應器溫度控制苯汽化器頂部的換熱器，通過調節蒸汽流量控制進入反應器的苯氫氣混合物的溫度，保證反應起始溫度。4.蒸汽采出系統控制反應器殼側采出蒸汽采用壓力控制，蒸汽采出后熱水補充量通過液位控制。5.反應壓力控制反應器的壓力通過調整尾氣的流量來控制。4.4.4儀表的選型現場儀表的防爆形式采用本安結構。在滿足工藝控制和測量要求的前提下，本著節約投資的原則，盡可能在國內采購，國內無生產廠家或產品質量不能滿足要求的儀表及關鍵部位的儀表檢測元件，考慮進口。壓縮機的成套儀表，由供貨商隨機供應。現場變送器選用智能電動型產品，傳輸信號為4～20mADC標準信號(熱電阻信號除外)。調節閥的氣動信號為0.02～0.1MPa。壓力儀表壓力、差壓變送器：采用智能式變送器，輸出信號為4～20mADC，數字通訊加載在4～20mADC信號上。就地壓力測量一般選用普通壓力表或不銹鋼壓力表。溫度儀表就地溫度測量采用抽芯式防護型雙金屬溫度計，萬向型。遠傳溫度測量采用鉑電阻（Pt100）。流量儀表流量測量元件的選用一般根據下列原則：蒸汽及氣體：孔板液體：電遠傳金屬管轉子流量計或渦街流量變送器就地：金屬管轉子流量計原料及產品：采用質量流量計準確計量液位儀表容器液位測量采用遠傳外浮筒液位變送器，貯罐液位測量采用雷達液位計。就地液位計一般采用玻璃板液面計。調節閥、切斷閥調節閥采用氣動方式。根據介質的特性和工況條件，一般選用單座或雙座氣動調節閥，調節閥采用電氣閥門定位器。切斷閥須配限位開關，限位開關須是隔爆型的。關鍵部位的調節閥應配置閥位變送器。電磁閥選用二位三通隔爆型電磁閥，在正常情況下，電磁閥帶電。另外，PSA工段電磁閥電磁閥動作頻繁，故障后直接影響程控閥動作，要求高質量電磁閥。0分析儀表分析儀表采用智能式，根據具體工況確定，有特殊要求或需特殊處理的介質，采用相應的預處理措施，預處理系統由分析儀表供應商配套提供。4.4.5集散型控制系統DCS本裝置環己烷工段的集中管理、監視、聯鎖和控制通過DCS完成。該DCS系統安裝在本裝置的控制室內。以微處理器為基礎的DCS將是一個先進的、可靠的和開放的系統，該系統采用全局性數據庫和最新版本的WINDOWSNT操作系統，系統硬件以及通訊網絡采用最新的冗余技術，以確保生產穩定、操作安全和維修方便。DCS將預留與上位機相連的接口，以便將來與全廠總調度室的上位管理機聯網。本裝置有I/O約210點，其中AI：80，AO：20，DI：100，DO：50。配置3個操作站，其中1個兼作工程師站，每個操作站都是一個獨立的計算機主機，每個操作站都能互為備用，相互冗余。PLC系統本裝置的PSA工段選用先進的現場儀表配合先進的PLC控制系統完成過程檢測和控制設計。該方案具有較高的性價比。技術先進、可靠且功能強大，自動化程度高，可大量減少人工的操作和維護。目前的PLC系統除具有DCS集散控制系統的一般功能外，而且運算速度快，具有高級語言編程功能，非常適合PSA裝置的工藝特點和要求。PLC的服務器軟件運行在WINDOWS2000操作環境下，維護整個系統的實時數據庫，可非常方便地通過網絡來監視、控制當前的生產過程并采集歷史數據、打印數據報表。采用視窗化的個人操作站可用于PLC的人機操作界面。本裝置的控制范圍是裝置界區內的所有程控閥，閥位檢測，及裝置的壓力，溫度，流量，分析，調節等監控回路，具體控制點數見下表：表4-4控制點數表序號類型監控信號總點數1DI無源觸點5102DO24VDC5103AI壓力4~20mADC15流量2分析5溫度54AO4~20mADC10合計14UPS本裝置設置一個UPS，要求雙路電源供電，具有自動切換功能，后備電池維持時間不少于30分鐘。4.4.10儀表防護選型應滿足工藝介質所需的防腐、防爆要求。在環境溫度下易凍或粘度大于允許范圍的工藝介質，其儀表測量管線及變送器測量室應采取相應的絕熱和蒸汽伴熱保溫措施。DCS及某些有特殊要求儀表的接地應符合制造廠的要求。4.4.7儀表動力供應儀表電源有二種：交流：220VAC，由UPS提供，直流：24VDC，由DCS提供。儀表供氣氣源要求：油份含量應小于8ppM(W)，含塵粒徑不應大于3um，含塵量<1mg/m3，壓力為0.7MPa(G)，露點為-40℃。4.4.8主要儀表表4-5主要儀表匯總表儀表名稱數量備注液位計110調節閥35電磁閥55溫度計84壓力表45流量計19分析儀2H2濃度分析、在線CO分析儀4.5主要設備的選擇4.5.1加氫反應器苯加氫反應為加壓反應，反應為強放熱反應，反應器的選型應該考慮到反應熱容易移走，反應容易控制，防止出現飛溫等不正常現象，影響催化劑使用壽命及產品質量，所以選用固定床列管式反應器，傳熱面積大，管內裝填催化劑，用熱水為載體，通過副產蒸汽的方法將反應熱移走。反應器結構簡單，制作難度較小，這種結構形式的反應器在工業生產中被廣泛采用，成熟可靠。4.5.2主要設備制造標準表4-10制造標準1GB502310《現場設備、工業管道焊接工程及驗收規范》2HGJ209《中低壓化工設備施工及驗收規范》3GB150-1998《鋼制壓力容器》4GB151-89《鋼制管殼式換熱器》5JB4710-92《鋼制塔式容器》10SYJ4012-87《立式圓桶形鋼制焊接拱頂儲罐施工及驗收規范》7JB25310-80《壓力容器油漆、包裝和運輸》8JB4730-94《壓力容器無損檢測》9HG/T205109-94《機械攪拌設備》10HG215103~21572-92《攪拌傳動裝置系統組合、選用及技術要求》11HG20580~20584-1998《鋼制化工容器設計基礎、材料選用、強度計算、結構設計、制造技術要求等規定》表4-7設備匯總表設備類型數量備注反應器32臺前反應器，1臺后反應器換熱器11容器28壓縮機2塔1穩定塔泵12合計574.10消耗指標原材料、輔助材料消耗定額及消耗量表表4-8原材料、輔助材料消耗定額及消耗量表序名稱規格消耗定額消耗量(t)備注號(以每噸環己烷計)每小時每年1苯純苯930kg7.15108002氫氣91%10510Nm38000Nm31041010Nm33苯加氫催化劑初裝量：10.5t壽命2年4吸附劑初裝量：89.10t壽命15年2、公用工程消耗定額及消耗量表表4-9公用工程消耗定額及消耗量表序名稱規格消耗定額消耗量備注號(以每噸環己烷計)每小時每年1電10000/380V145.8kwh1104kwh8.8x1010kwh2蒸汽1.0MPa0.22t1.7t1.27x104t消耗量30.4MPa0.11t0.83t0.1010x104t消耗量40.4MPa1.0t7.10t10.1x104t生成量5工業水0.25MPa0.13t1t0.8x104t10循環水0.4MPa35.8t271t2.2x1010t7儀表空氣0.10MPa17.2Nm3130Nm31.04x1010Nm38氮氣0.10MPa2000Nm3置換系統每次用量4.7裝置界區內的公用工程設施本裝置公用工程設施如循環水、氮氣、儀表空氣、電等公用工程設施依托山東荷澤玉皇化工有限公司的富裕量來滿足。4.8裝置“三廢”排放本裝置的“三廢”主要有：廢氣本裝置廢氣的主要來源有以下幾部分，一部分為苯加氫尾氣，采用間歇排放到火炬的方式處理，另一部分尾氣為穩定塔的不凝氣體排放，也采用放到火炬的方式處理，另外為PSA裝置解吸氣，通過排放火炬或者作為燃料氣使用。表4-10本裝置主要廢氣排放量及組成表來源排放量組成（mol%）穩定塔尾氣10Nm3/hH2:83%,環己烷:17%解吸氣1482Nm3/hH2:54.3%,CH4:3.4%,CO2:25.5%,N2:14.5%，其他:2.3%汽液分離罐10Nm3/hH2:97.3%,CH4:1.27%,CO2:0.2%,環己烷:1.2%廢水本裝置正常生產時，主要廢水來源為PSA工段尾氣增壓機的汽液分離罐，主要組分99%為水，送入污水處理系統。環己烷工段工藝本身無廢水產生，主要的廢水來源為生活用水、雨水及沖洗水，可以收集后與來自PSA工段的雨水及沖洗水，送入污水處理系統即可。廢渣本裝置的廢渣為反應器的廢催化劑及PSA工段的廢吸收劑，加氫催化劑兩年更換一次，可以通過催化劑公司回收后處理；廢吸收劑中PSA吸附劑使用壽命≥15年；除油吸附劑使用壽命≥2年；預處理吸附劑使用壽命≥3年，定期更換后的吸附劑，可以通過填埋或吸附劑廠商回收處理。。第五章建廠地區條件和廠址選擇5.1建廠條件5.1.1廠址地理位置本項目擬建于山東菏澤玉皇化工有限公司廠區內。菏澤市地處山東省的西南部，與蘇、豫、皖三省接壤，屬中國中西部平原地區。山東省菏澤市經濟技術開發區是菏澤市唯一的省級經濟開發區，位于京九鐵路與新亞歐大陸橋（太平洋西岸的日照港-西安-新疆阿拉山口-大西洋東岸的鹿特丹港）十字交匯的黃金坐標上。開發區東依津滬鐵路，西鄰京九鐵路，新石鐵路穿境而過，327國道與聊商公路等15條公路縱橫交錯，高等級日東高速公路貫穿東西，是菏澤交通樞紐地段。菏澤市經濟開發區建設與時代同步，正在成為功能完善、產業集中、環境優美的城市新區。菏澤玉皇化工有限公司廠址位于菏澤市經濟技術開發區的東北角，西邊是上海路，東鄰澳門路，南靠洪澤路，北依淮河路，地理位置優越，區位優勢突出，道路、供水、排水、熱力、電力、通訊、寬帶等基礎設施配套完善。本擬建10萬噸/年苯加氫制環己烷項目，包括PSA工段及環己烷工段，裝置擬建設在廠區的中部。總體為L型布置，項目西側是EPS裝置，東北側為苯乙烯裝置，南側為芳構化裝置，西側為消防設施。5.1.2氣象及水文地質資料1）氣溫年平均氣溫

13.7℃年平均最高氣溫

19.4℃極端最高氣溫

42.3℃極端最低氣溫

-17.0℃2）大氣壓力

101.10kPa3）相對濕度年平均相對濕度

104%4）風冬季主導風向

N、NE夏季主導風向

S、SW5）降水量年平均降水量

1079.9mm年最大降水量

1223.3mm年最小降水量

3110.7mm年最大積雪厚度

110mm10）雷、電日數

40天7）大霧及日照年平均霧日數

12天年最多霧日數

20天年平均日照

24910小時8）地溫、凍土最大凍土深度

52mm無霜期

213天9）工程地質